氯氢处理设备能力核算概述

1、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 C、-3.0KPa 氯气出塔温度、压力：33C、-3.6KPa 氯水进塔温度：33 C氯水出塔温度：38 C循环冷却水温度：31 C 36C系统简图如下：1.2物料平衡（以1吨100%烧碱为基准） 进塔氯气组成电解产生的纯度为96%的氯气的氯气组成为:CL2885kg12.465KmolH2O318kg17.67Kmol杂气15.08kg0.52Kmol氯气经盐水一氯气换热器及沿途降温，至氯气洗涤塔时已降到65C,查65C 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=门水/n总P水

2、、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, 65C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- Gi) kgn cl2 =885-0.0015x (318- Gi) /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+ G/8+0.52 解得：G1=79.4kg沿途凝结氯水量

3、：318-79.4=238.6kg氯水中溶解氯量：故进入氯气洗涤塔的氯气组成为：H2O79.4kg4.41Kmol杂气15.08kg0.52Kmol合计979.12kg17.39KmolCL2885-0.358=884.64kg12.46Kmol出塔氯气组成查 33E 饱和水蒸汽分压 P H2O =5.13KPa,P 总=101.33-3.6KPa=97.73 KP(A)。氯水出塔温度 38 C,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：5.13/97.73= ( G2/18) /884.64-0

4、.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：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 水蒸气 杂气循环氯水884.64kg79.4kg15.08kg979.12kg 8557.23kg12.46 Kmol4.41Kmol0.52Kmol17.39 Kmol氯气 水蒸气 杂气循环氯水884.51kg72.94kg15.08kg912.53kg8557.23kg12.458 Kmol0.719K

5、mol0.52Kmol13.697 Kmol合计：9536.35kg合计：9536.34kg1.3热平衡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：56606.88Kcal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：15.08x0.24 x33=119.43Kcal凝结氯水：66.46x1x38=2525.48Kcal合计：13953.64Kcal循环

6、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氯气3393.33水蒸气49628.4水蒸气7915.40杂气235.25杂气119.4356606.88-13953.64=42653.24循环氯水281511.38凝结水2392.56循环氯水324164.62合计:338118.3合计：338118.31.4流体力学计算空塔气速进塔氯气体积：3出塔氯气体积：?平均体积：(497+356.57)/2=426.7

7、8 m3平均重量流量：(979.12+912.53)/2=945.83kg平均重度：945.83kg/426.78 n?=2.22 kg/ m3注：在春秋季节，进塔氯气温度可降低到58T，此时热交换量减到 29462.06Kcal,平均重量流量为930.34kg平均体积为397.6 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1-3D=2400氯气洗涤塔的空塔气速一项目 一规模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

8、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/ () 1/2=2.95m。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/（） =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

9、.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、

10、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/G9.029.029.02气相重量，kg/g14187.45:16552.0321872.32喷淋量，m3/h:128:149.3197.3塔径，m2.42.582.95泛点气速应用Bain-Hougen关联式计算lg(UF2/g)x ( a / £ 3)x (Vg/VL)x(卩 L0.2)=A-1.25(L/G) 1/4Vg/VL1/8 式中：UF-泛点气速，m/s；g 9.8m/s2;/

11、3a / £干填料因子，146m-1;Vg-气相重度，2.22kg/m3;Vl-液相重度，1000kg/m3；卩L液相粘度，取36.5C水的粘度0.7016cp；L/G 液气比，9.02;Vg/VL气液重度比 2.22/1000=0.00222A常数，0.0942;代入上式,等式右边:=0.0942-1.25(9.02)1/40.002221/8= -0.915exp(-0.915)=0.1216等式左边:=lg(u f2/9.81)x 146 x 0.00222x0.7016).2= lg0.03078 uf20.03078 uf =0.1216uf = 1.988m/s由计算出的

12、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）。144阻力降应用Ecker关联图1/2 1/2横坐标：(L/G)Vg/VL =9.02x0.00222 =0.4215纵坐标：uf2 ©书 /g(Vg/VL)卩 l0'2 式中：©湿填料因子，120m1;书液相重度校正系数，氯水取1； 代入上式，应以u空代替UF2 0 2u 空2 © 书 /g(Vg/VL)卩 L=u 空2 应 x (120x1/9.81) X2=0.02531 u 空2对于DN2400的塔，其阻力降见表1-5:表1-5DN2400塔的阻力降

13、单位：Pa项B-_参数_12万吨/年14万吨/年18.5万吨/年1/2(L/G) Vg/VL1/20.4250.4250.425H2 0 2u 空2 © 书 /g(Vg/VL)卩 L0.00390.00540.0092每米填料阻力降50Pa75Pa120Pa6m填料阻力降300 Pa450Pa720Pau 空，m/s0.3920.4580.605145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才一 规模一吨碱12万吨/年14万吨/年18.5万吨/年进口体

14、积，m3/h4977455:8697.511493.1出口体积，m3/h356.57534962408245.7进口管径，m0.510.57:0.550.620.630.71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 38C、33C，循环水进出换热 器温度分别为31C、36 C，平均温度差 tcp =2 C，传热系数K取21700Kcal/m *h* C氯水38 C33 C循环水36 C31 C图1-2氯水换热器示意图

15、传热面积 F=1.15q/K tcp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58C以下，循环水供水温度降低到 26E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

16、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-3.098.33-3.098.33: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