1、青島海晶化工集團(tuán)有限公司1氯氣洗滌塔1.1工藝條件（取夏季比較嚴(yán)酷的條件）氯氣進(jìn)塔溫度、壓力：65、-3.0KPa氯氣出塔溫度、壓力：33、-3.6KPa氯水進(jìn)塔溫度：33氯水出塔溫度：38循環(huán)冷卻水溫度：3136系統(tǒng)簡圖如下： 1.2物料平衡（以1噸100%燒堿為基準(zhǔn)）1.2.1進(jìn)塔氯氣組成電解產(chǎn)生的純度為96%的氯氣的氯氣組成為：CL2 885kg 12.465KmolH2O 318kg 17.67Kmol雜氣 15.08kg 0.52Kmol氯氣經(jīng)鹽水氯氣換熱器及沿途降溫，至氯氣洗滌塔時已降到65，查65飽和水蒸汽分壓為25KPa。視氯氣為理想氣體，按照道爾頓氣體分壓定律：P水/P總=n

2、水/n總P水、P總水蒸汽分壓及氯氣總壓，KPa；n水、n水 氯氣中水的Kmol數(shù)及總Kmol數(shù)；設(shè)進(jìn)塔氯氣中含水G1kg,則n水= G1/18，65時氯氣在水中的溶解度為0.3g/100g，實際溶解度只及飽和值的一半，即0.15g/100g H2O，則沿途氯的溶解損失量為：0.0015x（318- G1）kgn CL2 =885-0.0015x（318- G1）/18P水=25 KPaP總=-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沿途凝結(jié)氯水量：318

3、-79.4=238.6kg 氯水中溶解氯量：0.0015x238.6=0.358kg故進(jìn)入氯氣洗滌塔的氯氣組成為：CL2 885-0.358=884.64kg 12.46KmolH2O 79.4kg 4.41Kmol雜氣 15.08kg 0.52Kmol合計 979.12kg 17.39Kmol1.2.2出塔氯氣組成查33飽和水蒸汽分壓P H2O =5.13KPa，P總=101.33-3.6KPa=97.73 KPa（A）。氯水出塔溫度38，此溫度下氯氣溶解度為0.4g/100g H2O，實際溶解度取0.002kg/100kg H2O。設(shè)出塔氯氣含水量為G2kg,代入分壓公式：5.13/97.

4、73=（G2/18）/884.64-0.002x（79.4- G2）/71+ G2/18+0.52 解得：G2=12.94kg洗滌塔中凝結(jié)氯水：79.4-12.94=66.46kg 氯的溶解損失：66.46x0.002=0.133kg 出塔氯氣量：884.64-0.133=884.51kg物料平衡表表1-1 氯氣洗滌塔物料衡算表（每生產(chǎn)1噸100%燒堿）進(jìn)入排出氯氣 884.64kg 12.46 Kmol水蒸氣 79.4kg 4.41Kmol雜氣 15.08kg 0.52Kmol 979.12kg 17.39 Kmol循環(huán)氯水 8557.23kg 氯氣 884.51kg 12.458 Kmol

5、水蒸氣 72.94kg 0.719Kmol雜氣 15.08kg 0.52Kmol 912.53kg 13.697 Kmol循環(huán)氯水 8557.23kg 合計 ： 9536.35kg 合計 ： 9536.34kg1.3熱平衡1.3.1進(jìn)塔氯氣帶入熱量氯氣： 12.46x8.326x65=6743.23Kcal 水蒸氣： 79.4x625.2=49628.4Kcal雜氣： 15.08x0.24 x65=235.25Kcal 合計： 56606.88Kcal1.3.2出塔氯氣、凝結(jié)氯水帶出熱量氯氣： 12.458x8.254x33=3393.33Kcal 水蒸氣： 72.94x611.7=7915.

6、40Kcal雜氣： 15.08x0.24 x33=119.43Kcal 凝結(jié)氯水：66.46x1x38=2525.48Kcal合計： 13953.64Kcal1.3.3循環(huán)氯水量設(shè)氯水循環(huán)量為Wkg，列熱平衡方程式：56606.88+33W=13953.64+38W 解得：W=8530.65kg1.3.4熱平衡表表1-2 氯氣洗滌塔熱平衡表(每生產(chǎn)1噸100%燒堿) 單位：Kcal進(jìn)入排出熱量交換氯氣 6743.23水蒸氣 49628.4 雜氣 235.25 循環(huán)氯水 281511.38 氯氣 3393.33 水蒸氣 7915.40 雜氣 119.43凝結(jié)水 2392.56循環(huán)氯水 32416

7、4.6256606.88-13953.64=42653.24合計 ：338118.3合計 ： 338118.31.4流體力學(xué)計算1.4.1空塔氣速進(jìn)塔氯氣體積：17.39x22.4x(273+65)/273x(101.33/98.33)=497m3出塔氯氣體積：13.697x22.4x(273+33)/273x(101.33/97.73)=356.57m3平均體積：(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: 在春秋季節(jié),進(jìn)塔氯氣溫度可降低到58,此時

8、熱交換量減到29462.06 Kcal,平均重量流量為930.34kg,平均體積為397.6 m3,平均重度為2.34 kg/ m3。氯氣洗滌塔直徑D=2.4m,在不同規(guī)模下的空塔氣速見下表表1-3 D=2400氯氣洗滌塔的空塔氣速項目規(guī)模12萬噸/年14萬噸/年18.5萬噸/年氣相重量 ,kg/h14187.4516552.0321872.32氣相體積, m3/h6390.747455.879852.40空塔氣速, m/s0.3920.4580.605反之,在保持現(xiàn)有空塔氣速(流體力學(xué)相似)的前提下,18.5萬噸/年的氯氣洗滌塔直徑為D=9852.4/（3600x0.785x0.4）1/2=

9、2.95m。1.4.2噴淋密度、噴淋量與液氣比填充D50鮑爾環(huán)的填料塔，其最小噴淋密度為15m3/h*m2。由上節(jié)熱平衡計算得知，12萬噸/年的理論噴淋量為：8.56 m2x15 =128.37 m3/h，此時的噴淋密度為：128.37/（2.4x2.4x0.785）=28.37 m3/ h*m2，已經(jīng)在適宜的噴淋密度范圍之內(nèi)，而實際噴淋量可取氯水循環(huán)泵銘牌流量Q=160 m3/h的80%，即128m3/h。此時的氣液比為L/G=12800/（945.83x15）=9.02。氯氣洗滌（冷卻）塔屬于氣液直接接觸熱交換設(shè)備，決定其傳熱（傳質(zhì)）效果的主要因素之一是填料層高度。氣液接觸過程包括氯氣冷卻

10、的無相變過程和水蒸汽的冷凝相變過程，且相變溫度是逐漸降低而非均一的，故用解析的方法很難準(zhǔn)確地計算出傳熱（傳質(zhì)）單元高度，只能用實驗的辦法或用經(jīng)驗值?，F(xiàn)有洗滌塔填料高度為6m，而運行數(shù)據(jù)表明液相（氯水）進(jìn)塔溫度和氣相（氯氣）出塔溫度幾乎是一致的。說明在該填料層高度、氣液比和空塔流速的條件下，傳熱（傳質(zhì)）效果已經(jīng)非常好。因此，在無其他理論指導(dǎo)的前提下，要保持現(xiàn)有的傳熱效果、現(xiàn)有的阻力降水平，最穩(wěn)妥的方法是保持其流體力學(xué)相似，各項準(zhǔn)數(shù)（Re、Pr、Nu）不變。出于這種考慮，計算出不同規(guī)模時氯水循環(huán)量（即噴淋量），見表，亦即氯水循環(huán)泵P701的流量。表1-4 洗滌塔氯水循環(huán)量項目規(guī)模12萬噸/年14萬

11、噸/年18.5萬噸/年液氣比，L/G9.029.029.02氣相重量，kg/g14187.4516552.0321872.32噴淋量，m3/h128149.3197.3塔徑，m2.42.582.951.4.3泛點氣速應(yīng)用Bain-Hougen關(guān)聯(lián)式計算lg(uF2/g)x (/3) x (Vg/VL)x(L0.2)=A-1.25(L/G)1/4Vg/VL1/8式中：uF泛點氣速，m/s；g9.8m/s2；/3干填料因子，146m-1；Vg氣相重度，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液氣比，9.02；Vg/VL氣液重度比2

12、.22/1000=0.00222；A常數(shù)，0.0942；代入上式，等式右邊= 0.0942-1.25(9.02)1/40.002221/8= -0.915 exp(-0.915)=0.1216等式左邊= 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計算出的空塔氣速0.39m/s、0.46m/s及0.6m/s均在泛點氣速的允許范圍之內(nèi)（但阻力降不同）。1.4.4阻力降應(yīng)用Ecker關(guān)聯(lián)圖橫坐標(biāo)：(L/G) Vg/VL1/2=9.02x0.002221/2=0.4

13、215縱坐標(biāo)： uF2 /g(Vg/VL) L0.2 式中： 濕填料因子，120m-1；液相重度校正系數(shù)，氯水取1；代入上式，應(yīng)以u空代替uFu空2 /g(Vg/VL) L0.2= u空2應(yīng)x（120x1/9.81）x0.00222x0.70160.2=0.02531 u空2對于DN2400的塔，其阻力降見表1-5：表1-5 DN2400塔的阻力降 單位：Pa項目 參數(shù)12萬噸/年14萬噸/年18.5萬噸/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30

14、0 Pa450Pa720Pau空，m/s0.3920.4580.6051.4.5進(jìn)出口管徑濕氯氣的經(jīng)濟(jì)流速應(yīng)控制在810m/s，按照該經(jīng)濟(jì)流速計算氯氣洗滌塔的進(jìn)出口管徑（見表，該管徑也是洗滌塔前后接管管徑的適宜值）。表1-6 氯氣洗滌塔的進(jìn)出口管徑項目 規(guī)模 噸堿12萬噸/年14萬噸/年18.5萬噸/年進(jìn)口體積，m3/h49774558697.511493.1出口體積，m3/h356.57534962408245.7進(jìn)口管徑，m0.510.570.550.620.630.71出口管徑，m0.440.490.460.530.540.601.5氯水換熱器（E701）由熱量衡算得知，氯氣與循環(huán)氯水的

15、熱交換量q=42653.24Kcal/噸堿。氯水循環(huán)量L=8530.7kg。氯水進(jìn)出換熱器溫度分別為38、33，循環(huán)水進(jìn)出換熱器溫度分別為31、36，平均溫度差tcp =2，傳熱系數(shù)K取1700Kcal/m2*h*氯水3833循環(huán)水3631圖1-2 氯水換熱器示意圖傳熱面積F=1.15q/Ktcp=1.15x42653.2/1720x2=14.26m2/噸堿不同規(guī)模時，E701所需傳熱面積如下：表1-7 E701傳熱面積 單位：m2規(guī)模12萬噸/年14萬噸/年18.5萬噸/年傳熱面積213.9249.6329.8現(xiàn)有E701傳熱面積僅100 m2，在春（秋）冬季，進(jìn)塔氯氣溫度降低到58以下，循

16、環(huán)水供水溫度降低到26以下，換熱器熱負(fù)荷降到30000 Kcal/噸堿以下，該換熱器尚能適應(yīng)到14萬噸/年，但嚴(yán)酷的夏季，目前的產(chǎn)量條件下，換熱面積已顯不足。2鈦風(fēng)機(jī)從氯氣洗滌塔的計算可以看出，當(dāng)規(guī)模增加到14乃至18.5萬噸/年后，塔內(nèi)的阻力降增加到1.5和2.4倍，其他參數(shù)如泛點、噴淋密度、空塔氣速等尚在允許范圍之內(nèi)。對于填料干燥塔、泡罩干燥塔的情況也大致如此。也就是說，只要解決了阻力降增加的問題，就有可能在不擴(kuò)大塔徑的基礎(chǔ)上進(jìn)行擴(kuò)產(chǎn)改造（僅限于塔器，不包括換熱器）。在這里試圖引入鈦風(fēng)機(jī)來克服阻力降的增加。一般將鈦風(fēng)機(jī)置于氯氣洗滌塔之后、鈦冷卻器之前。通過對現(xiàn)有運行設(shè)備阻力降的分析，預(yù)測規(guī)

17、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。鈦風(fēng)機(jī) 風(fēng)量：7000Nm3/h(回流量5%) 風(fēng)壓：20KPa表2-1氯氣處理設(shè)備阻力降分布 單位：KPa序號設(shè)備名稱及測壓點12萬噸NaOH/年18.5萬噸NaOH/年備注表壓絕壓阻力降表壓絕壓阻力降1氯氣洗滌塔入口-3.098.33-3.098.33原有塔2氯氣洗滌塔出口-3.697.730.6-4.4396.91.43原有塔3鈦風(fēng)機(jī)出口15.57116.90-20新置4鈦冷卻器出口-3.897.530.215.27116.760.14另行設(shè)計5水霧捕集器出口-4.397.030.514.67115.930.83另行設(shè)計6填料塔出口

18、-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酸霧捕集器出口-16.085.335.5-3.3398.06.0另行設(shè)計9合計1320.332.1鈦風(fēng)機(jī)出口氯氣溫度氯氣在鈦風(fēng)機(jī)中受壓，體積減少，溫度升高，按照公式： T2=T1（P2/P1）(r-1)/ r式中：T2 、T1鈦風(fēng)機(jī)出口及入口溫度，K； P2 、P1鈦風(fēng)機(jī)出口及入口壓力，Pa； r絕熱指數(shù)，氯氣為1.355；取T1=30+273=303K，P2 、P1按照表2-1的設(shè)定值，代入公式計算：T2=303（116.9/96.9）(1.355-1)/ 1.355=

19、318.30K=45.32.2氯氣中含水量自洗滌塔出來的氯氣含水量（重量比）為：（12.94/912.53）x100%=1.418%在鈦風(fēng)機(jī)中未發(fā)生重量變化，仍為1.418%。鈦風(fēng)機(jī)要求氯中含水量在1.1%以上，即可避免風(fēng)機(jī)焚燒。因此，在洗滌塔出口溫度30以上時無需再加水，而低于30時則需要向氯氣中加水。2.3出口氣體體積在45.3和壓力15.57KPa條件下，鈦風(fēng)機(jī)出口氯氣體積為：V/=13.697x22.4x(318.3/273)x(101.33/116.9)=310.08m3/噸堿此體積比氯水洗滌塔出口體積356.57m3降低了許多，同時壓力和溫度也增加了許多。因此，用與不用鈦風(fēng)機(jī)，對后

20、續(xù)的設(shè)備有很大的影響。在目前尚無定論的情況下，后續(xù)設(shè)備如鈦冷卻器等，只能分別以氯氣洗滌塔出口條件P=-3.6KPa、V=356.57m3和t=33的所謂“負(fù)壓流程”和使用鈦風(fēng)機(jī)后，以鈦風(fēng)機(jī)出口條件P=15.57KPa、V=310.08m3和t=45的所謂的“正壓流程”來進(jìn)行討論。3鈦冷卻器A負(fù)壓流程（不用鈦風(fēng)機(jī)）3A.1工藝條件 氯氣進(jìn)口溫度 30氯氣進(jìn)口壓力 -3.6 KPa（97.73 KPa，A） 氯氣出口溫度 12氯氣出口壓力 -3.8 KPa（95.53 KPa，A）97.53 KPa 冷水進(jìn)口溫度 10.5 冷水出口溫度 13.53A.2物料平衡 進(jìn)入物料：同洗滌塔出口排出物料查得

21、12飽和水蒸氣分壓為1.402KPa。設(shè)12氯氣中水蒸氣含量為Gakg,則： 1.402/97.53=（Ga/18）/12.458+（Ga/18）+0.52解得 Ga=3.41kg凝結(jié)氯水量為：12.94-3.41=9.53kg由于凝結(jié)水量很小，氯水中的溶解氯更是微乎其微，故忽略不計。物料平衡表表3-1 負(fù)壓流程物料平衡表進(jìn)入排出1 CL2 884.51kg 12.458Kmol2 H2O 12.94kg 0.72Kmol3雜氣 15.08kg 0.52Kmol4冷水 2662.5kg 1 CL2 884.51kg 12.458Kmol2 H2O 3.41kg 0.189Kmol3雜氣 15.

22、08kg 0.52Kmol4凝結(jié)水 9.53 kg 5冷水 2662.5kg 合計：3575.03 kg3575.03 kg3A.3熱平衡進(jìn)入熱量：同洗滌塔出口。排出熱量CL2 12.458x8.214x12=1228KcalH2O 3.41x602.6=2054.9 Kcal雜氣 15.08x0.24x12=43.4 Kcal凝結(jié)水 9.53x12=114.36 Kcal合計 3440.66 Kcal熱交換量q=11428.16-3440.66=7987.4 Kcal冷水量Wa=7987.4/3=2662.47 kg熱量平衡表表3-2負(fù)壓流程熱量平衡表 單位：Kcal進(jìn)入排出1 CL2 33

23、93.332 H2O 7915.43 雜氣 119.434 冷水 27955.941 CL2 12282 H2O 2054.93 雜氣 43.44 凝結(jié)水 114.36 5 冷水 35943.34 合計：39384.04 39383.913A.4 傳熱面積 CL23012水13.510.5圖3-2負(fù)壓流程鈦冷卻器熱交換示意圖t2=16.5 t1=1.5 tcp=16.5-1.5/ln16.5/1.5=6.26傳熱系數(shù)K取70Kcal/m2*h*熱負(fù)荷q=7987.4Kcal傳熱面積F=1.15q/Ktcp=1.15x7987.4/(70x6.26)=21m2表3-3 負(fù)壓流程的傳熱面積規(guī)模12

24、萬噸14萬噸18.5萬噸熱負(fù)荷,Kcal/hr119811139779.51477766.9傳熱面積,m2315372491.8冷水循環(huán)量,m3/h4046.661.6現(xiàn)有鈦冷卻器傳熱面積315m2,勉強(qiáng)能滿足12萬噸規(guī)模（夏季）氯氣冷卻要求。3A.5體積流量與進(jìn)出口管徑 進(jìn)口體積量：同鈦冷卻器出口 出口體積量：13.167x22.4x(285/273)x(101.33/97.53)=319.9m3不同規(guī)模的進(jìn)出口氯氣量及管徑見表 表3-4 負(fù)壓流程氯氣進(jìn)出口體積及管徑規(guī)模 項目噸堿12萬噸14萬噸18.5萬噸進(jìn)口體積,m3/h356.57534962408245.7出口體積,m3/h319.

25、94798.55598.37397.7進(jìn)口管徑,m0.440.490.460.530.540.6出口管徑,m0.410.460.440.50.510.57B正壓流程（加鈦風(fēng)機(jī)）3B.1工藝條件 氯氣進(jìn)口溫度： 45氯氣進(jìn)口壓力： 15.57KPa(116.9 KPa,A) 氯氣出口溫度： 12氯氣出口壓力： 15.277 KPa (116.6 KPa，A) 冷水進(jìn)口溫度： 10.5冷水出口壓力： 13.53B.2 物料平衡 進(jìn)入物料：同洗滌塔出口，若冬季氯氣溫度太低，鈦風(fēng)機(jī)需加水，則當(dāng)別論。 排出物料 設(shè)出口氯氣含水量Gb kg，1.402/116.9=（Gb/18）/(12.465+0.52

26、+Gb/18)解得Gb=2.843kg凝結(jié)水量：12.94-2.84=10.1kg表3-5正壓流程物料平衡表進(jìn)入排出1. CL2 884.51kg 12.458Kmol2. H2O 12.94kg 0.59Kmol3. 雜氣 15.08kg 0.52Kmol4. 冷水 3227.4kg1.CL2 884.51kg 12.458Kmol2.H2O 2.84kg 0.158Kmol3.雜氣 15.05kg 0.52Kmol4.冷凝水 10.1kg5.冷水 3227.4kg合計 4139.93kg合計 4139.93kg3B.3熱平衡 進(jìn)入熱量：CL2 12.458 x8.28x45=4641.85

27、KcalH2O 12.94x616.8=7981.4 Kcal雜氣 15.08x0.24x45=162.86 Kcal合計 12786.1 Kcal 排出熱量CL2 2.458x8.28x45=4641.85KcalH2O 12.94x616.8=7981.4 Kcal雜氣 15.08x0.24x45=162.86 Kcal凝結(jié)水 10.1x12=121.2Kcal合計 3104.01 Kcal熱交換量: q=12786.1-3104.01=9682.1Kcal冷水量: Wb=9682.1/3=3227.37kg表3-6 正壓流程熱平衡表 單位:Kcal進(jìn)入排出1.CL2 4641.852.H

28、2O 7981.43.雜氣 162.86 12786.114.冷水 33887.71.CL2 12282.H2O 1711.383.雜氣 43.43 2979.784.冷凝水 121.25.冷水 43569合計 46673.8合計 46673.913B.4傳熱面積CL24512水13.510.5圖3-3正壓流程鈦冷卻器熱交換示意圖t2=31.5 t1=1.5 tcp=31.5-1.5/ln（31.5/1.5）=9.85傳熱系數(shù)K取70Kcal/m2*h*傳熱面積F =1.15x9682.1/(70x9.85)=16.38m2表3-7 正壓流程的傳熱面積規(guī)模12萬噸14萬噸18.5萬噸熱負(fù)荷,K

29、cal/hr145231.5169436.75223898.6傳熱面積,m2245.7286.65378.79冷水循環(huán)量,m3/h48.456.574.6由以上計算可以看出： 正壓流程的鈦冷卻器傳熱面積小于負(fù)壓流程。 經(jīng)鈦冷卻器之后，負(fù)壓流程和正壓流程的氯氣溫度已基本相同，僅氯中含水量從理論上相差0.57kg/噸堿析氯。重量流量基本相同，而體積流量相去甚遠(yuǎn)。3B.5體積流量及進(jìn)出口管徑 進(jìn)口體積：同鈦風(fēng)機(jī)出口13.568x22.4x(318/273)x(101.33/116.9)=306.87m3 出口體積：13.136x22.4x(285/273)x(101.33/116.16)=266.9

30、5 m3不同規(guī)模的氯氣體積及進(jìn)出口管徑見表3-8表3-8 正壓流程氯氣進(jìn)出口體積及管徑規(guī)模 項目噸堿12萬噸14萬噸18.5萬噸進(jìn)口體積,m3/h306.874603.15370.27096.36出口體積,m3/h266.639994665.56165.1進(jìn)口管徑,m0.40.450.440.490.500.56出口管徑,m0.380.420.410.450.470.524水霧捕集器與酸霧捕集器 水霧捕集器與酸霧捕集器均采用美國孟山都公司的過濾元件。當(dāng)產(chǎn)量增加時，氯氣體積增加，過濾負(fù)荷也隨之增加。這里有2個問題出現(xiàn)： 過濾效率是否會降低，或者說在保證一定效率的前提下，最大允許流速是多少； 過濾

31、阻力降問題。前者需由廠家給予答復(fù)，目前這2臺捕集器都是按4200Nm3/h的體積流量設(shè)計的也就是僅有11.5萬噸燒堿/年的能力，能夠適應(yīng)到多少萬噸的規(guī)模尚不得知。后者捕集器的阻力降粗略地估算可以作為管道的局部阻力問題來處理，我們熟知管道的局部阻力由下式表述：h局=K局.u2/2g式中:K局 為局部阻力系數(shù)；u為氣體流速，m/s；在湍流狀態(tài)下，K局 對于相同介質(zhì)、相同管材以及溫度、壓力變化不大的情況下，可以看作常數(shù)，于是局部阻力只與氣體流速u的平方成正比。在目前產(chǎn)量條件下（12萬噸/年），現(xiàn)場儀表顯示水霧捕集器阻力降0.5kpa,酸霧捕集器阻力降5.5kpa(均包括設(shè)備前后管路的阻力降)。以此為

32、基準(zhǔn)計算不同規(guī)模時的阻力降如表4-1：表4-1 水霧捕集器與酸霧捕集器的阻力降規(guī)模項目12萬噸14萬噸18.5萬噸 負(fù)壓流程 氣體流量（m3/h）4798.55598.37397.7過濾速度（m/s）0.0770.090.119u2x1035.978.12714.191動壓比11.3612.377水霧阻力降(KPa)0.50.681.188酸霧阻力降(KPa)5.57.48613.074正壓流程氣體流量（m3/h）4004.34671.66173.2過濾速度（m/s）0.0640.0750.099u2x1034.1585.6599.88動壓比0.6960.9481.655水霧阻力降(KPa)0

33、.350.4740.827酸霧阻力降(KPa)3.8285.2149.1035填料干燥塔（C702）系統(tǒng)簡圖如下： A負(fù)壓流程5A.1工藝條件 進(jìn)塔氯氣溫度： 12進(jìn)塔氯氣壓力： -4.3KPa(G)，97.03KPa(A) 出塔氯氣溫度： 20出塔氯氣壓力： -5.3KPa(G)，96.03KPa(A) 循環(huán)酸溫度： 25 循環(huán)酸平均濃度： 80% H2SO4 循環(huán)酸重度： 1722kg/m3粘度: 19.2x10-3 Pa.s比熱: 0.4Kcal/kg*5A.2氣相組成變化進(jìn)塔氣相組成，理論上應(yīng)等于鈦冷卻器出口的組成，并不可避免地有部分水霧挾帶，而出口的氣相組成，則取決于硫酸液面上的水蒸

34、氣分壓。為簡化計算，現(xiàn)假定填料塔除去總水分量的60%。泡罩塔除去總水分的40%，于是得到： 進(jìn)塔氣相組成CL2 884.51kg 12.458KmolH2O 3.41kg 0.189Kmol雜氣 15.08kg 0.52Kmol 903kg 13.167Kmol 出塔氣相組成CL2 884.51kg 12.458KmolH2O 1.364kg 0.0758Kmol雜氣 15.08kg 0.52Kmol 900.95kg 13.054Kmol平均氣相體積及氣相重度進(jìn)口體積：13.167x(285/273)x(101.33/97.03)x22.4=321.55m3出口體積：13.054x(293/

35、273x(101.33/96.03)x22.4=331.15m3平均體積:（321.55+331.15）/2=326.4m3 平均氣相重度:901.98kg/326.4m3 =2.76kg/m35A.3 空塔氣速對于現(xiàn)有塔徑1800的填料塔，不同規(guī)模時的空塔氣速為:表5-1 填料塔的氣相流量及空塔氣速12萬噸14萬噸18.5萬噸重量流量,kg/h13529.715784.6520858.29體積流量,m3/h489657127548空塔氣速0.5350.6250.825 5A.4 液相（硫酸）噴淋密度、噴淋量及氣液比對于填充D50環(huán)形填料的塔，其最小噴淋密度為15m3/m2*h,現(xiàn)有D1800

36、填料塔，其硫酸循環(huán)泵(P702)的標(biāo)示流量為120m3/h,取其80%，即96m3/h為實際流量，得液相重量為：1722x96=165312kg/h以12萬噸/年時氣相重量流量為設(shè)計基準(zhǔn)得液氣比：L/G=165312/13529.7=12.22，并由此得到不同規(guī)模時的液相流量及噴淋密度： 表5-2 1800填料塔的液相流量及空塔氣速12萬噸14萬噸18.5萬噸重量流量，kg/h165312192864254856體積流量，m3/h96112148噴淋密度，m3/m2*h37.7344.0158.16 5A.5泛點氣速及阻力降 泛點氣速lg(uF2/g)x (/3) x (Vg/VL)x(L0.

37、2)=A-1.25(L/G)1/4Vg/VL1/8式中：uF泛點氣速，m/s；g9.8m/s2；/3干填料因子，146m-1；Vg氣相重度，2.76kg/m3；VL液相重度，1722kg/m3；L液相粘度，取36.5水的粘度0.7016cp；L/G液氣比，12.22；Vg/VL氣液重度比2.76/1722=1.603x10-3；A常數(shù)，DN50塑料鮑爾環(huán)為0.0942；代入等式右邊0.0942-1.75x（12.22）1/4（0.0016）1/8 =-1.369357等式左邊lg(uF 2/9.81x146x0.0016x9.20.2)= lg（0.043 uF 2 ）0.043 uF 2=0

38、.04272uF =0.996=1.0m/s 阻力降查Echert關(guān)聯(lián)圖y軸(u2/g)xx (Vg / VL) xµL0.2 式中：液相重度調(diào)整系數(shù),=VH2O/ VL =1000/1722=0.581； 濕填料因子120m-1；其它同上，u取空塔速度（0.5352/9.81）x0.581x120x0.0016x19.20.2=0.020534x0.5352=0.0058 14萬噸：0.020534x0.6252 =0.008 18.5萬噸：0.020534x0.8252 =0.014 X軸L/G(V g/ VL)0.5 =12.23x0.00160.5=0.4892查圖得填料層阻

39、力降如下 表5-3 不同規(guī)模阻力降 單位：Pa12萬14萬18.5萬每m阻力降801152206m阻力降4806901320現(xiàn)場實測阻力降為1000Pa(12萬噸)，填料層阻力降約占其1/2，另外的1/2為管路阻力降和設(shè)備的局部阻力降。B 正壓流程核算5B.1工藝條件 進(jìn)塔氯氣壓力116KPa(A)； 出塔氯氣壓力116KPa(A)； 其他與5A.1節(jié)相同；5B.2平均體積及平均氣相重度進(jìn)口體積：13.136x22.4x(285/273)x(101.33/116)=273 m3出口體積：13.054x22.4x(293/273)x(101.33/114) =279 m3平均體積：（273+27

40、9）/2=276 m3平均氣相重度：902/276=3.27kg/m3 5B.3空塔氣速 表5-4 不同規(guī)模空塔氣速 單位：Pa12萬噸14萬噸18.5萬噸重量流量kg/h13514.115766.4520834.24體積流量m3/h4099.54782.336319.37空塔氣速0.4470.5220.695B.4泛點氣速Vg/ VL =3.27/1722=0.0019lg(uF2/g x(/3) x (Vg/VL)x(L0.2) = lguF 2/9.81x146x0.0019x19.20.2= lg0.0513 uF2 0.0942-1.75x（12.23）1/4（0.00191）1/8

41、=-1.4021lg（0.0513 uF 2 ）=1.4021 0.0513uF 2=0.0396 uF =0.878m/s5B.5阻力降(只計算18.5萬噸規(guī)模)應(yīng)用Echert關(guān)聯(lián)圖，計算Y軸:(0.692/9.81)x0.581x120x0.0016x19.20.2=0.0117X軸：12.22x0.00190.5=0.5359查圖得:每m阻力170Pa，6m共計1020Pa比負(fù)壓流程的阻力降少300Pa,全塔阻力降（包括連接管路）可取2KPa。5.6傳質(zhì)計算（按負(fù)壓流程計算）5.6.1氯氣總壓96.53KPa,20°C時硫酸吸收水分的平衡線液相氣相硫酸濃度%X水蒸汽分壓PaY

42、x10492.50.44140.20.021900.60590.670.0787.50.77771.870.194850.96083.330.34582.51.15496.40.663801.3611121.2477.51.580621.332.21751.814837.333.8772.52.065161.336.36702.333393.329.68 表5-5 硫酸吸收水分的平衡線 5.6.2 操作線將填料塔、泡罩塔視為一個整體，并設(shè)定填料塔除去氯氣中所含水分的60%，泡罩塔除去其余的40%，干燥后氯氣含水50ppm. 氣相組分變化y1=0.189/12.458=0.0152 填料塔進(jìn)口y

43、2=0.076/12.458=0.0061 填料塔出口y3=0.0025/12.458=0.0002 泡罩塔出口 液相變化x1=(24/18)/(76/98)=1.72 填料塔出口x2=(12/8)/(88/98)=0.742 填料塔進(jìn)口x3=(2/18)/(98/98)=0.111 泡罩塔進(jìn)口將平衡線及操作線繪于圖上。5.6.3填料層高度填料層高度Z=HOG*NOG式中: Z填料層高度，m；HOG傳質(zhì)單元高度，m；NOG傳質(zhì)單元數(shù)； HOG的計算HOG=G/M /KGa= G/M /（KG/pa）式中：G/M氣相質(zhì)量流速kg/m2*h；G/M=GM/（0.785x1.82）GM氣相質(zhì)量流量k

44、g/h；K/G以分壓表示的氣相總傳質(zhì)系數(shù)（kg/m2*h*mmHg）；P系統(tǒng)壓力mmHg，P=96.53kpa=724mmHg；a填料比表面積106.4m-1；查1P285硫酸對水的吸收速度：K/G =K0*WmK0 常數(shù)，80%硫酸為0.025；W空塔氣速m/s；m取0.8（湍流）；代入，12萬噸時：K/G =0.025x0.5350.8=0.01516HOG=5310.7/（0.015x724x106.4）=4.6m其他規(guī)模的傳質(zhì)單元高度計算如下表5-6 傳質(zhì)單元高度HOG 單位：m規(guī)模 參數(shù)12萬噸14萬噸18.5萬噸GM,kg/h13514.115766.520834.2G/M kg/

45、m2*h5310.76195.88187.3W,m/s0.5350.6250.825KG0.015160.017170.0214HOG,m4.64.694.96 傳質(zhì)單元數(shù)NOG 的求取從操作線-平衡線圖上查得y1*=0.00031，y2*=0.000016y1=y1- y1*=0.0152-0.00031=0.0149y2=y2- y2*=0.0061-0.000016=0.0061ym=y1-y2/ln（y1/y2）=(0.015-0.0006)/ln（0.015/0.006）=0.01 傳質(zhì)單元數(shù)NOG=（y1-y2）/ym =0.0152-0.0061/0.01=0.91 填料層高度Z

46、= HOG*NOG=4.6x0.91=4.19m取全塔效率80%，Z/=4.19/0.8=5.23m正壓流程的傳質(zhì)單元高度，從公式HOG= G/M /（ KGP*a）可以看出，處在分母上的總壓P大于負(fù)壓流程，故計算可得的HOG小于負(fù)壓流程，填料層高度也小于負(fù)壓流程，故不再計算。不同規(guī)模時的填料層高度見表5-7表5-7 填料層高度 單位：m規(guī)模 填料高度12萬噸14萬噸18.5萬噸Z4.194.274.51Z/5.235.345.64現(xiàn)有設(shè)備填料層高度為6m,符合要求。5.7傳熱計算5.7.1硫酸稀釋熱的解析 98%的濃硫酸自泡罩塔頂加入，76%的稀硫酸自填料塔底部排出。每公斤98%的濃硫酸稀釋

47、到76%，所吸收的水量為：（0.98/0.71）-1=0.2895kg每生產(chǎn)1噸100%NaOH所產(chǎn)生的氯氣884.51kg,至填料塔進(jìn)口含飽和水蒸氣3.41kg.理論耗酸量為：3.41/0.2895=11.78kg。由于各種原因，如氯氣夾帶水霧，實際硫酸消耗13.6kg,實際脫水量13.6x0.2895=3.91kg,除飽和水蒸氣外的水霧夾帶量為:3.91-3.41=0.5kg。 泡罩塔自塔頂加98%的濃硫酸到塔底即稀釋為88%，每千克硫酸（98%）在泡罩塔中吸收水分為：（0.98/0.88）-1=0.1136kg；13.6kg硫酸共吸收水分：13.6x0.1136=1.55kg,占總水量的

48、比值為：(1.55/3.91)x100%=39.5%，此值與設(shè)定的40%相近。由于硫酸的濃度在泡罩塔中發(fā)生了明顯的變化，所以泡罩塔中硫酸的稀釋熱應(yīng)采用“積分稀釋熱”計算公式：Hs=17.86n0/（n0+1.798）Kcal/molH2SO4=182.245 n0/(n0+1.798）Kcal/kgH2SO4 式中：n0 為稀釋終了時H2O與H2SO4的mol比。 對于98%的硫酸：n0=（2/18）/（98/98）=0.111 H98=(182.245x0.111)/(0.111x1.798)=10.6Kcal/kg 對于88%的硫酸：n0=(12/18)/(88/98)=0.7424H88= 182.245x