湿氯气余热利用及工艺设备的计算

1、湿氯气余热利用及工艺设备的计算氯碱是高耗能产品，如何降低生产能耗不仅是企业降低生产成本，提高产品竞争力的需要，也是响应国家“节能减排”和“可持续发展”的需要。目前公司年产烧碱10万t,联产氯气约8.7万t、氢气2500to一方面从电解槽出来的氯气、氢气温度在9095c之间，并被水蒸气饱和，内含大量热能。该热能不但没有被利用，而且要耗大量自来水将这部分热能移走；另一方面进槽盐水温度需达到7580C,而从盐水工序送到电解工序的精盐水温度在47c左右，需用蒸汽将其加热至75c左右，耗费了大量蒸汽。如果能利用从电解槽出来的氯气或氢气余热来提高精盐水温度，将降低盐水预热用蒸汽；同时可节约氯气或氢气冷却用

2、自来水。1方案选择不管采用氯气与精盐水换热还是氢气与精盐水换热，行业内都有许多成功的经验，到底选择哪种气体与精盐水热交换呢？首先从理论上讲，由于电槽出来的湿氯气或湿氢气都被水蒸气饱和，主要成分是水蒸汽，所以湿氯气与湿氢气的热燃值没有太多差异。经计算，湿氯气热燃略大于湿氢气。若利用氢气与进槽盐水换热，其换热设备材质可选用碳钢或是不锈钢，设备造价会相对低些。不过，氢气是从隔膜电槽阴极箱直接进入氢气总管，没有特定分离空间；而氯气是从槽盖上与阳极液分离出来，槽盖上部可视为有效分离空间。因而氯气断电性能要比氢气好。所以如果选用盐水与氢气换热， 要注意的是设备使用寿命。 上世纪七十年代末期我公司就使用过氢

3、气余热一一精盐水换热工艺，后来因设备使用寿命太短而取消。据报道现在有国内同行采用金属表面处理技术来提高设备寿命的，但其制造成本大大提高了。另外文献介绍，国外有采用氢气与精盐水直接进行换热，然后再重饱和精盐水的工艺，但国内尚无使用的报道。若利用湿氯气与精盐水换热，则换热设备只能用钛材作主材。其造价是氢气一盐水换热设备所用不锈钢材质的造价的三倍。但是钛换热设备使用寿命预计可达二十年甚至更长些。所以最终决定采用湿氯气与精盐水换热的方案。2工艺及设备计算2.1计算依据烧碱产量10万t/a;年生产时间8000h;每生产1吨烧碱，进入换热器氯气为886kg；每生产1吨烧碱需精盐水9.2m3;设进换热器氯气

4、温度85C,出换热器温度为65C；进换热器盐水47Co2.2物料计算2.2.185c时氯气组分计算：设氯气纯度为94%(V/V),6%为空气，85c时氯中含水为0.338kg/kgCl2，65c氯含水为0.0825kg/kgCl2，65c氯在水中溶解度为0.00305kg/kg氯水。氯含水：886X0.338=299.6300kg/t杂质气体：886/71X0.06X29=21.7kg/t（29为空气分子量）2.2.265c时氯气组成冷凝水量W=227kg/t;氯气量：886227X0.00305=885.3kg/t;杂质气体：21.7kg/t;水蒸汽量：300227=73kg/t。2.3热量

5、计算85c时，氯气比热Cpi：34.91kJ/kmolC；水蒸汽烙q1：2648.88kJ/kg一，.、,、，氯气溶解热C:22081kJ/kmol.仝气热燃HI:2281.92kJ/kg65c时，氯气比热Cp2：34.86kJ/kmolC水蒸汽焰q2：2609.34kJ/kg空气热燃H2：598.03kJ/kg冷凝水比热CpH2O：4.187kJ/kgC2.3.1进换热器热燃氯气带入热焰Q1=G1C-At=463395kJ/h;水蒸汽热燃Q2=G2-q=9945171kJ/h;氯气溶解热焰Q3=G3C=2918kJ/h;其它气体热焰Q4=G4H1=618970kJ/h;进换热器总热燃Q进=Q

6、1+Q2+Q3+Q4=11030481kJ/h。2.3.2出换热器热烙（65C）氯气带出热焰Q1=G1cp2t=353178kJ/h;水蒸汽热燃Q2=G2q=2388663kJ/h;冷凝水热燃Q3=G3CpH20-t=772003kJ/h;杂质气体热焰Q5=G5H2=162409kJ/h;出换热器总热焰Q出=Q1+Q2+Q3+Q5=3676630kJ/h。2.3.3可利用热量Q（换热器负荷）Q=Q进一Q出=110304813676630=7353851kJ/h2.3.4盐水升温盐水流量G=9.2X12.5=115m3/h,盐水比热Cp：3886kJ/m3由式Q=G，C。At得At=Q/（G-C

7、）=7353851/（115X3886）=16.5C则理想状态下，盐水最终温度：47+16.5=63.56362.4换热器设计采用列管式换热器，壳程走氯气（不易结垢），管程走盐水（易结垢，便于清洗），传热管采用25X1,5X4006钛管。传热K值取1005kJ/m2-h-C2.4.1传热面积热负荷1756353.3千卡/h;传热温差壳程设置二块折流板（即三程），管程为2。Atm=（At1At2）/ln（At1/At2）FT氢气：85c65C,盐水：63c-47cAt1=85-63=22C,At?=65-47=18CR=1.25,S=0.42查图，FT=0.87Atm=（2218）/ln22/1

8、8X0.87=17.4C。传热面积F=Q/At K=7353851/17.4X1005=420m22.4.2管数计算n=420/0.0235X4X兀=1425根（中径）查表圆整为1459根，六角形层数为20,对角线管数41,弓形第一排为16,第二排为13根，因管程为2,所以中间管子取消；实际布管为1420,花板厚度为50,管有效传热长度3.9m,F有效=408m2（中径）。2.4.3壳径管间距pt取32mm；壳径：40X32+30X2=1340mm,圆整为1400。2.4.4传热K值效验传热K值计算公式如下：K=1/1/“o+1/ai（Ao/Ai）+r0+h（Ao/Ai）+rw（Ao/Am）式

9、中：ao管外传热膜系数；ro管外污垢系数，按蒸储水计，0.0001m2-C/w；ri管内污垢系数，0.0002m2C/w；rw传热管管壁热阻，0.0001m2C/w;ai管内膜系数；Ai以内径为传热面积单位，0.0748m2/m；Am平均传热面积单位，0.0738m2/m;Ao-以外径为传热面积单位，0.0785m2/m。由式ao=1.133600入3丫2v/LAt4可求得：ao=17619kj/m2-h-C式中：v为冷凝潜热；入为凝液的导热系数；丫为凝液重度；为凝液粘度；At为水蒸气与壁面的温差；L为管长。由式ai=JHCpGi（Cp/入）-2/3（3口）-0.14可求得：ai=1250kj

10、/m2-h-C,其中（科/w）-0.14=1式中：入为盐水导热系数；Gi为盐水质量流速；W为盐水粘度；Cp为盐水比热；di为管内径。管内摩擦因子JH=3.0X10-3那么，传热K值为：K=1/1/“o+1/ai(Ao/Ai)+ro+i(Ao/Ai)+rw(Ao/Am)=950kJ/m2-h-C传热总系数的储热系数r=(1005-950)/1005=5%V10%该设定K值符合要求；因此换热器面积采用设计值F=420m22.4.5压降计算管程压力降NP=2,p=1170kg/m3,l=4.0m,di=0.022m,/叱1._-3Re=2498.4,查图得：管内摩擦因子Jf=7X10,物料流速m=G

11、i/pX3600=498781.5/1170X3600=0.118m/s由公式R=NP0.816XJ(l/di)(邛/w)-m+0.255Xpt2/2得R=21.8mmH2O壳程压力降由公式：PS=2APQ+3(N-1)APQ+NAPW，八一PQ=1+(NW/NC)PQ=1.3032APQ，Po=4Fofs(Gc2N/2gp)2P(.t/3w)-0,4，.P=exp-3.8FBP(1-(2NS/Ne)，计算得9P=0.173kgf/m2,Pw=81.4kgf/m2,P0=0.609kgf/m2PS=2APQ+3(N-1)APo+NAPw=1.7kPa3效益经过工艺及设备计算，制作了一台有效面积

12、为408m2,封头为不锈钢碳钢复合板，其余为钛材的换热器，并与2007年11月底投入运行。其运行数据如下：月份换热器前精盐水温度（C）换热器后精盐水温度（C）温差（C）壳层压降（kPa）2007-12455271.42008-01455271.52008-024757101.62008-034758111.6从表中数据可知，精盐水升温在711C,离工艺理论计算值有一定差距，其原因可能有：（1）理论计算是以进槽盐水理论消耗为基准，而实际生产中为了保证生产正常平稳的进行，从盐水工序送往电解工序的精盐水过量10%20%,当精盐水与湿氯气换热后进入盐水高位槽，其过量部分溢流回盐水工序，所以实际精盐水量

13、大于理论流量。氯气热能利用了，只是在盐水温差中未反映出来。（2）运行数据系冬春时节所测，环境温度较低。由于壳程走氯气，换热器外壳未有保温层，因而散热较大。考虑到我厂所在地全年的气温，预计全年精盐水平均温1213C,如果精盐水温升按年均12c计，每小时产碱12.5吨，每小时利用热量：Q=9.2X12.5X3886X12=6236717kJ/h。精盐水加热用蒸汽按8kgf/cm2计，汽化潜热为2050.8kJ/kg;每小时节汽G=6263717+2050.8=2614.6kg/h;吨碱节约蒸汽量为：G=2614.6-12.5=209.2kg/t;按年产10万tNaoH,全年节约蒸汽量：209.2X100000+1000=20920t;按120元/t蒸汽计算，一年节约成本：120X20