氯氢处理设备能力核算.docx

1、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：3136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：CL2 885kg 12.465KmolH2O 318kg 17.67Kmol杂气 15.08kg 0.52Kmol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

2、/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/100g H2O，则沿途氯的溶解损失量为：0.0015x（318- G1）kgn CL2 =885-0.0015x（318- G1）/18P水=25 KPaP总=-3.0 KPa=98.33 KPa（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-

3、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：CL2 885-0.358=884.64kg 12.46KmolH2O 79.4kg 4.41Kmol杂气 15.08kg 0.52Kmol合计 979.12kg 17.39Kmol1.2.2出塔氯气组成查33饱和水蒸汽分压P H2O =5.13KPa，P总=101.33-3.6KPa=97.73 KPa（A）。氯水出塔温度38，此温度下氯气溶解度为0.4g/100g H2O，实际溶解度取0.002kg/100kg H2O。设出塔氯气含水量为G2kg,代入分压公式：5.13/97.7

4、3=（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 884.64kg 12.46 Kmol水蒸气 79.4kg 4.41Kmol杂气 15.08kg 0.52Kmol 979.12kg 17.39 Kmol循环氯水 8557.23kg 氯气 884.51kg 12.458 Kmol水

5、蒸气 72.94kg 0.719Kmol杂气 15.08kg 0.52Kmol 912.53kg 13.697 Kmol循环氯水 8557.23kg 合计 ： 9536.35kg 合计 ： 9536.34kg1.3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： 15.08x0.24 x65=235.25Kcal 合计： 56606.88Kcal1.3.2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=7915.4

6、0Kcal杂气： 15.08x0.24 x33=119.43Kcal 凝结氯水：66.46x1x38=2525.48Kcal合计： 13953.64Kcal1.3.3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=8530.65kg1.3.4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

7、.6256606.88-13953.64=42653.24合计 ：338118.3合计 ： 338118.31.4流体力学计算1.4.1空塔气速进塔氯气体积：17.39x22.4x(273+65)/273x(101.33/98.33)=497m3出塔氯气体积：13.697x22.4x(273+33)/273x(101.33/97.73)=356.57m3平均体积：(497+356.57)/2=426.78 m3平均重量流量：(979.12+912.53)/2=945.83kg平均重度：945.83kg/426.78 m3=2.22 kg/ m3注: 在春秋季节,进塔氯气温度可降低到58,此时热

8、交换量减到29462.06 Kcal,平均重量流量为930.34kg,平均体积为397.6 m3,平均重度为2.34 kg/ 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1-3 D=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/h14187.4516552.0321872.32气相体积, m3/h6390.747455.879852.40空塔气速, m/s0.3920.4580.605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=

9、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：8.56 m2x15 =128.37 m3/h，此时的喷淋密度为：128.37/（2.4x2.4x0.785）=28.37 m3/ 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=160 m3/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

10、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

11、万吨/年18.5万吨/年液气比，L/G9.029.029.02气相重量，kg/g14187.4516552.0321872.32喷淋量，m3/h128149.3197.3塔径，m2.42.582.951.4.3泛点气速应用Bain-Hougen关联式计算lg(uF2/g)x (/3) x (Vg/VL)x(L0.2)=A-1.25(L/G)1/4Vg/VL1/8式中：uF泛点气速，m/s；g9.8m/s2；/3干填料因子，146m-1；Vg气相重度，2.22kg/m3；VL液相重度，1000kg/m3；L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

12、2.22/1000=0.00222；A常数，0.0942；代入上式，等式右边= 0.0942-1.25(9.02)1/40.002221/8= -0.915 exp(-0.915)=0.1216等式左边= lg(uF2/9.81)x 146 x 0.00222x0.70160.2= lg0.03078 uF20.03078 uF2=0.1216 uF = 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/VL1/2=9.02x0.002221/2=0.

13、4215纵坐标： uF2 /g(Vg/VL) L0.2 式中： 湿填料因子，120m-1；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2 /g(Vg/VL) L0.2= u空2应x（120x1/9.81）x0.00222x0.70160.2=0.02531 u空2对于DN2400的塔，其阻力降见表1-5：表1-5 DN2400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/VL1/20.4250.4250.425u空2 /g(Vg/VL) L0.20.00390.00540.0092每米填料阻力降50Pa75Pa120Pa6m填料阻力降

14、300 Pa450Pa720Pau空，m/s0.3920.4580.6051.4.5进出口管径湿氯气的经济流速应控制在810m/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/h49774558697.511493.1出口体积，m3/h356.57534962408245.7进口管径，m0.510.570.550.620.630.71出口管径，m0.440.490.460.530.540.601.5氯水换热器（E701）由热量衡算得知，氯气与循环氯

15、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tcp =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/Ktcp=1.15x42653.2/1720x2=14.26m2/吨碱不同规模时，E701所需传热面积如下：表1-7 E701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213.9249.6329.8现有E701传热面积仅100 m2，在春（秋）冬季，进塔氯气温度降低到58

16、以下，循环水供水温度降低到26以下，换热器热负荷降到30000 Kcal/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

17、，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-3.098.33-3.098.33原有塔2氯气洗涤塔出口-3.697.730.6-4.4396.91.43原有塔3钛风机出口15.57116.90-20新置4钛冷却器出口-3.897.530.215.27116.760.14另行设计5水雾捕集器出口-4.397.030.514.67115.930.83另行设计6填

18、料塔出口-5.396.031.012.67114.02.0原有塔7泡罩塔出口-10.590.835.22.6710410.0原有塔8酸雾捕集器出口-16.085.335.5-3.3398.06.0另行设计9合计1320.332.1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.

19、355=318.30K=45.32.2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

20、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 -3.6 KPa（97.73 KPa，A）2 氯气出口温度 12氯气出口压力 -3.8 KPa（95.53 KPa，A）97.53 KPa3 冷水进口温度 10.5 冷水出口温度 13.53A.2物料平衡1 进入物料：同洗涤塔

21、出口排出物料查得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。物料平衡表表3-1 负压流程物料平衡表进入排出1 CL2 884.51kg 12.458Kmol2 H2O 12.94kg 0.72Kmol3杂气 15.08kg 0.52Kmol4冷水 2662.5kg 1 CL2 884.51kg 12.458Kmol2 H2O 3.41kg 0.189Kmo

22、l3杂气 15.08kg 0.52Kmol4凝结水 9.53 kg 5冷水 2662.5kg 合计：3575.03 kg3575.03 kg3A.3热平衡进入热量：同洗涤塔出口。排出热量CL2 12.458x8.214x12=1228KcalH2O 3.41x602.6=2054.9 Kcal杂气 15.08x0.24x12=43.4 Kcal凝结水 9.53x12=114.36 Kcal合计 3440.66 Kcal热交换量q=11428.16-3440.66=7987.4 Kcal冷水量Wa=7987.4/3=2662.47 kg热量平衡表表3-2负压流程热量平衡表 单位：Kcal进入排出

23、1 CL2 3393.332 H2O 7915.43 杂气 119.434 冷水 27955.941 CL2 12282 H2O 2054.93 杂气 43.44 凝结水 114.36 5 冷水 35943.34 合计：39384.04 39383.913A.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t2=16.5 t1=1.5 tcp=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/Ktcp=1.15x7987.4/(70x6.26)=21m2表3-3 负压流

24、程的传热面积规模12万吨14万吨18.5万吨热负荷,Kcal/hr119811139779.51477766.9传热面积,m2315372491.8冷水循环量,m3/h4046.661.6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/h356.57534962408245.7出

25、口体积,m3/h319.94798.55598.37397.7进口管径,m0.440.490.460.530.540.6出口管径,m0.410.460.440.50.510.57B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(116.9 KPa,A)2 氯气出口温度： 12氯气出口压力： 15.277 KPa (116.6 KPa，A)3 冷水进口温度： 10.5冷水出口压力： 13.53B.2 物料平衡 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。 排出物料 设出口氯气含水量Gb kg，1.402/116.9=（Gb/1

26、8）/(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. CL2 884.51kg 12.458Kmol2. H2O 12.94kg 0.59Kmol3. 杂气 15.08kg 0.52Kmol4. 冷水 3227.4kg1.CL2 884.51kg 12.458Kmol2.H2O 2.84kg 0.158Kmol3.杂气 15.05kg 0.52Kmol4.冷凝水 10.1kg5.冷水 3227.4kg合计 4139.93kg合计 4139.93kg3B.3热平衡1 进入热量：CL2 12.458

27、x8.28x45=4641.85KcalH2O 12.94x616.8=7981.4 Kcal杂气 15.08x0.24x45=162.86 Kcal合计 12786.1 Kcal2 排出热量CL2 2.458x8.28x45=4641.85KcalH2O 12.94x616.8=7981.4 Kcal杂气 15.08x0.24x45=162.86 Kcal凝结水 10.1x12=121.2Kcal合计 3104.01 Kcal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

28、出1.CL2 4641.852.H2O 7981.43.杂气 162.86 12786.114.冷水 33887.71.CL2 12282.H2O 1711.383.杂气 43.43 2979.784.冷凝水 121.25.冷水 43569合计 46673.8合计 46673.913B.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t2=31.5 t1=1.5 tcp=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/hr145231.5169436.75223898.6传热面积,m2245.7286.65378.79冷水循环量,m3/h48.456.574.6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