氯气处理工艺设计说明书

1、精选优质文档-倾情为你奉上 四川理工学院毕业设计 80kt/a烧碱装置氯气处理工序工艺设计专心-专注-专业摘要本设计为80kt/a烧碱装置氯气处理工序工艺设计，采用直接冷却与间接冷却相结合，二段组合塔（填料+泡罩）干燥工艺，经酸雾除雾器后的工艺气体中含水量下降到30ppm，使用离心压缩机进行压缩输送；设计对工艺流程与工艺参数作了具体选择与详细说明，进行了物料衡算及热量衡算，设备设计与选型和车间布置设计；做了环境保护与经济分析；绘制了带控制点的工艺流程图，一段填料干燥塔装配图和车间平面布置图。关键词：氯气处理； 冷却； 二段组合塔； 干燥； 离心压缩机AbstractThis design fo

2、r the 80 kt/a chlorine treatment technology of caustic soda units，and the design integrated direct cooling with indirect cooling，the second phase combination tower (filler and bubble cap column) drying process，through the process of water content in gas after acid mist eliminator down to about

3、30 PPM，using centrifugal compressor to compress and transportAs design of technological process and technological parameters selection and detailed instructions，carried out the material balance and heat balance，equipment design and type selection and layout of the workshop designDid the environmenta

4、l protection and economic analysisDraw a process flow chart with control points，a packing drying tower assembly drawings and workshop layoutKey words：Chlorine treatment；Cooling；The second phase combination tower；Drying；Centrifugal compressor目录第一章 总论1.1 设计概况本设计为在任务书的要求下设计一个80kt/a烧碱装置氯气处理工序工艺，将电解来的高温湿

5、氯气经洗涤、冷却、除雾、干燥、加压输送出界区，保证上下工序的安全生产的简单工艺。1.2 设计依据1、来自电解工序湿氯气的工艺数据见表1-1。表1-1 来自电解工序湿氯气的温度、压力和组成项目备注项目备注温度，90氯气，kg/t100NaOH88512.46 kmol总压（表），Pa-48不凝性气体（假设为空气下同），kg/t100NaOH150.52kmol水蒸汽，kg/t100NaOH31017.22kmol成分（干基）（V/V）96气体总量， kg/t100%NaOH12152、要求氯气的含水量小于0.05%（如果用透平压缩机输送氯气，则要求含水量小于100ppm）。1.3 氯气处理工艺介

6、绍1.3.1 氯气处理目的由电解槽阳极析出的氯气温度可达到90以上，并伴有饱和水蒸汽且夹带盐雾等杂质，这种湿氯气对钢铁及大多数金属有强烈的腐蚀作用，只有少量的贵、稀有金属或非金属材料在一定条件才能抵抗湿氯气的的腐蚀。因此给氯气的输送、使用、贮存等都带来了极大的麻烦和困难。而干燥后的氯气对钢铁等常用的金属材料的腐蚀作用在通常的条件之下是比较小的。氯气处理是氯碱生产中的关键工序，氯气处理运行的质量直接影响电解装置安全、稳定生产以及电解槽运行的质量和寿命。处理后的氯气质量直接影响着液氯装置运行质量和其他用氯装置的生产运行。由上述腐蚀速率表可知，随着氯气中含水分的增加，每年的腐蚀速率也在增加。因此湿氯

7、气的脱水和干燥是生产和使用氯气过程的需要。可见氯气处理的目的就是要除去湿氯气中的水分，使之成为含水分量甚微的干燥氯气以适应、满足氯气输送、生产、使用的需要。所谓的氯气处理就是将电解槽阳极室电解析出的饱含水蒸气的高温湿氯气进行冷却除沫、干燥脱水、除雾净化、再加压输送到各个用氯使用部门。经过处理后的氯气中“含湿量”降低到100ppm 以下，基本不含酸雾的洁净合格氯气1。1.3.2 氯气处理工艺原理国内各氯碱企业选择不同的氯气处理生产工艺，控制水平和操作要求也大不相同，处理后的氯气质量特别是氯中含水也有差异。氯气处理的核心任务便是脱水，脱水方法一般有如下三种：冷却法，吸收法，冷却及吸收法。冷却吸收法

8、是国内广泛采用的一种氯气处理方法。氯气处理的工艺流程主要包括四部分：冷却除沫、干燥脱水、除雾净化、压缩输送。氯气处理中一般要先冷却，在干燥，其原理大致如下：在相同压力下，气相温度每下降10，湿氯气中含水量几乎下降一半。若湿氯气温度由90下降至15，气相中的含水量可以脱除99.2%。因此通过冷却可以除去气相中绝大部分水分，从而可以大大降低干燥负荷，同时也降低了用作吸收剂的浓硫酸的用量。经过冷却，湿氯气中的水分降低了98%以上。然后将氯气中余下的水分用浓硫酸脱除，干燥塔最佳进塔温度为12-182。1.3.3 氯气处理工艺的选择一、冷却工艺氯气冷却方式主要有直接冷却与间接冷却两种。工业采用的工艺流程

9、一般有以下两种：一是采用两级间接冷却；二是采用间接冷却和直接冷却相结合。氯气两级间接冷却法采用2级钛列管冷却器冷却后经酸雾捕集器送入干燥工序。一般用于规模低于5万吨/年烧碱装置。如图1-1。图1-1 氯气二级间接冷却工艺流程图氯气间接冷却和直接冷却相结合的工艺是先经填料洗涤塔洗涤后，进入一段钛列管冷却器冷却后经酸雾捕集器送入干燥工序。如图1-2。图1-2 氯气间接冷却和直接冷却相结合的工艺流程图从使用单位对两种工艺的使用经验比较，采用填料洗涤塔代替一段钛冷能更好的除去湿氯气中夹带的盐雾，故选用间接冷却与直接冷却相结合的工艺更优越3。二、干燥工艺氯气干燥工艺最常用的工艺有两种：一是“填料+筛板”

10、二合一塔工艺；二是“一级填料塔”和“二级填料+泡罩塔”二级复合塔模式，形成两级干燥工艺。采用二合一塔干燥工艺，干燥后的氯气含水量约300ppm，可满足氯气压缩采用纳氏泵的含水要求。采用二级复合塔的两级干燥工艺，干燥后的氯气含水量100ppm，可以满足氯气压缩采用离心式压缩机（小型透平机）的含水要求4。二合一塔工艺干燥效果比一级填料塔效果好，但总体效果二级干燥工艺更好，且泡罩塔有更好的操作弹性，对总体工序的调节更有利。最终确定选择二级组合干燥工艺。三、压缩输送压缩是将冷却、干燥后的氯气进行加压，输送至液化工序或其他用氯单位，最常用的工艺装置有液环式氯气压缩机（纳氏泵）和透平机。纳氏泵是最原始、最

11、常见的氯气压缩输送设备，它是用浓硫酸作密封介质，浓硫酸和氯气经叶轮由泵进入口吸入与偏心腔由大室渐至小室进行压缩加压后，从泵出口排出，经气液分离，酸又回到泵进口循环使用；纳氏泵工艺简单，操作方便、运转平稳，易于操作，一次性投资少，对氯气含水和杂质要求不严格，但输送出口氯气压力低、气量小、能耗大、运行费用高。透平机是借高速旋转的叶轮带动氯气通过双级压缩输送氯气。透平机自动化程度高、劳动强度轻、动力消耗低、输出压力高、运行周期长、经济费用低，而对氯气含水要求严格，一般不大于100ppm；不允许硫酸等杂物进入机构，机前加酸雾捕集器5。根据设计工艺指标，本工艺选择透平机输送。1.4 建设规模和产品规格1

12、.4.1 建设规模本设计为80kt/a烧碱装置的氯气处理工序工艺设计。处理量：80kt/a NaOH；年生产时间：8000h;1.4.2 产品规格本设计采用间接冷却与直接冷却相结合，二级干燥，最后用透平输送氯气至下一工序的工艺，根据任务书要求以及流程模拟，本设计产品规格按GB 5138-2006工业用氯质量规范中表1执行，具体内容见表1-2。表1-2产品规格项目指标优等品一等品合格品氯气的体积分数/% 99.899.699.6水分的质量分数/% 0.010.030.04三氯化氮质量分数/% 0.0020.0040.004蒸发残渣的质量分数/% 0.0150.010-注：水分、三氯化氮指标强制。

13、第二章 工艺流程2.1工艺流程概述本项目为80kt/a烧碱装置的氯气处理工序部分，来自电解工序的湿氯气首先进入氯气洗涤塔中部入口；氯水泵输送氯水经氯水冷却器冷却后，由氯水洗涤塔上部喷淋送入，与自下而上的氯气逆向接触，直接将氯气进行洗涤冷却。然后氯气从上部进入钛管冷却器，被冷冻水间接冷却至1215；经酸雾捕集器的捕集后，分离的冷凝水和冷凝下来的氯水一起进入氯气洗涤塔循环使用。氯水因不断冷凝湿氯气中的含盐水蒸汽而增多，为了保持氯气洗涤塔液位需排出一部分去电解脱氯塔。氯气从酸雾捕集器上部出来进入一级氯气填料干燥塔。在填料塔内氯气被93硫酸喷淋干燥，硫酸由硫酸循环泵输送经硫酸冷却器冷却降温后进入一级氯

14、气干燥塔，当浓度低于75%时，排到罐区的稀硫酸罐内。干燥后的氯气从下而上进入二级氯气干燥塔(填料+泡罩塔）中，逐层通过泡罩式塔板被浓硫酸干燥。93的浓硫酸由浓硫酸高位槽供给，首先进入第一层塔板，经降液管溢流逐步进入第二层、三层、四层塔板，然后进入填料层，各层塔板中酸的热量由冷却水间接吸收带走。塔底浓硫酸由浓硫酸循环泵送入浓硫酸冷却器,冷却后经二级氯气干燥塔塔填料层到塔底部循环使用。干燥后的氯气经酸雾捕集器除去其中的硫酸酸雾和不洁物后，进入透平机一级压缩，冷却后进二级压缩，然后三级压缩送至下一工序6。设计全流程图如图2-1。图2-1 氯气处理全流程图2.2工艺流程说明2.2.1 冷却除沫部分本设

15、计中冷却部分采用填料洗涤塔代替传统工艺的一段钛列管冷却器，由电解生产的氯气经管道自然冷却后，温度降至八十摄氏度左右，含有大量水蒸气、盐雾和少量的有机物等杂质，至氯气处理工序进入氯水洗涤塔，用35氯水洗冷却，温度降至4045。气体的含湿量是与温度有着密切关系的。在不同的压力和温度的情况下，气体中的含湿量（又称为水蒸汽分压）是不同的。饱和湿氯气中含湿量同样与温度有着密切的关系。一般来说，在压力相同的情况下，温度较高的气体中含水量要大于温度较低的气体，详见表2-1。由表中可知，在相同的压力情况下，气体温度每下降10，湿氯气中的“含湿量”几乎降低近一半。以电解槽阳极出口氯气温度为90，经自然冷却后降到

16、85，每千克湿氯气中所含的水分为395 克。本设计中使用温度为35的氯水洗涤直接冷却，使其温度降低至45；此时每千克湿氯气含水分为27.3克，可以通过冷却去除掉水分近350克，几乎去除掉93.09%的含水分。表2-1不同温度下饱和湿氯气中的水蒸汽分压和含水量温度 水蒸汽分压 mmHg水蒸汽含量 g/l1kg 氯气中水蒸汽含量 g109.29.43.11512.812.84.32017.517.35.93031.830.010.84055.351.219.85092.583.134.960149.413061.670233.719811280355.129321990525.8424571956

17、33.95051278在直接冷却后，除去的水分为93.09%，再通过进入钛列管冷却器，用8的10%NaCl冷冻盐水进行间接冷却，使温度下降到15，此时每千克湿氯气含水分为4.3克，除去水分为98.91%。剩下的水分在干燥塔中用硫酸吸收干燥。按照降低气相的温度能够减少“含湿量”的观点，即气相的温度越低，气体中水蒸气分压也越低，所含水分也就越少。那么继续降低气相的温度，以求得较低的气体“含湿量”，但当氯气的温度降低到9.6时，将会形成Cl28H2O 的结晶体，使冷凝下来的氯水结冰，将冷却器及其管道堵塞，使气体无法通过。因此湿氯气的温度不可无限制降低，应有适度，最佳的进干燥塔温度是12 188。即钛

18、列管冷却器出口氯气温度取15。在冷却结束，氯气中还夹带少量水雾与盐沫，采用水雾除雾器捕集后再进入干燥塔进行干燥。2.2.2 干燥部分在湿氯气经过冷却除沫之后，气流中所含的水蒸汽含量已经减少到不足2 %。依据“先冷却、后干燥”的工艺原理，干燥脱水是氯气处理的主要单元操作。干燥脱水采用成熟的 H2O - H2SO4 系统的气体吸收传质操作方式，是采用气液相在一个或若干个容器中气相所含的水蒸汽与不同浓度的硫酸溶液互相接触，来完成气相中的水蒸汽被硫酸所吸收的脱水任务。干燥脱水后，气相最终的含水分量往往取决于最后一个接触容器中硫酸液面上的水蒸汽分压，就是说取决于进入最后一个传质吸收容器的干燥剂硫酸的浓度

19、和温度，才能使氯气中含水分量达到工艺要求。经过干燥脱水氯气中的最终含水分100ppm以下。本设计中采用组合强化的干燥工艺，干燥出口的氯气温度不会超过20；干燥出口的氯气含水分降低到50ppm 以下，甚至15ppm 以下8。本设计采用二段组合塔干燥工艺，一段为填料干燥塔，二段采用泡罩+填料组合塔。在1段干燥塔中可以除去冷却后剩余水分的百分之七十五左右。只要控制好出酸的H2SO4质量分数为75%和塔体温度为18-20，当系统稳定后进填料塔酸中的H2SO4质量分数应约为百分之九十二。从计算分析来看，一段填料塔的稳定操作是影响干燥质量的关键因素，特别是出塔氯气温度20与30时质量分数为75%的硫酸表面

20、的水蒸气分压相差一倍，这也是一段干燥塔选用填料塔而不用板式塔的原因。大量的循环酸容易控制温度，在一段干燥塔中热效应并不十分大，以80kt/a装置能力为例，热负荷为12000kcal/h9。二段干燥选用泡罩+填料组合塔，因为二段干燥塔要有足够的塔板数保证干燥质量，且泡罩塔有较好的操作弹性，工艺要求氯气处理工序具有较大的操作弹性；通过泡罩塔调节后在在下段填料塔强化吸收，以达到最优的干燥效果，最终的氯气出塔温度为20，含水量在30ppm。干燥过程中采用微负压操作，操作压力-10kPa。对于硫酸浓度与塔操作温度的控制也有要求，硫酸溶液的浓度在85%，温度在7.9就会产生H2SO4 2H2O；H2SO4

21、 H2O 的结晶，使管道、设备发生结晶体的堵塞，因此硫酸溶液的冷却温度以10为好。而在冬季浓度为98%的浓硫酸很容易结冰，可以采用浓度为93%的硫酸溶液或者采取伴热措施。硫酸溶液的结晶温度约束见表2-2。表2-2 硫酸溶液的结晶温度表硫酸浓度（）结晶温度（）结晶体70-42H2SO4 2H2O74-40H2SO4 2H2O75-41H2SO4 2H2O；H2SO4 H2O76-28.1H2SO4 2H2O；H2SO4 H2O80-3H2SO4 2H2O；H2SO4 H2O85+7.9H2SO4 2H2O；H2SO4 H2O90-10.2H2SO4 2H2O95-21.8H2SO4 98+0.1

22、H2SO4由于在硫酸干燥脱水工艺中氯气流与硫酸是呈湍流状态进行接触传质的，硫酸液滴也是呈“雾沫状态”挟带于气流之中，必须在除雾净化工序中予以除去，这对采用“氯气离心式压缩机组”进行氯气压缩输送工艺来说尤为重要。因为要确保在压缩机的流体通道内不结垢、流体通道畅通，使输送气量不受影响是十分重要的。故氯气在进入压缩机之前先采用酸雾捕集器进行酸雾吸收。2.2.3 压缩部分氯气的压缩输送方式是很多的，可以采用离心式鼓风机、“液环式”压缩机、往复式压缩机、螺杆式压缩机以及离心式压缩机等；本设计中采用离心压缩机输送。氯气离心式压缩机是适用于氯气大流量、中低排出压力场合下，高效实用的压缩机。经过处理净化后的气

23、相氯气中所含水分已经低于100ppm、不含酸雾，完全适用于氯气的压缩输送之用10。一级压缩进口氯气压力表压-10kPa，即经过处理净化后的氯气压力大于0.093MPa，被抽吸进入离心式压缩机的一级进口，经过叶轮压缩以后，气相的温度上升同时静压能增高，被引出进入级间冷却器，将氯气温度冷却至常温。然后再次被抽吸进入第二级进口，经过叶轮压缩以后，气相的温度上升同时静压能再次增高，被引出进入级间冷却器，将氯气温度冷却至常温。如此经过几段压缩，直至气相出口排出压力达到设计要求，本设计中要求压缩出口氯气压力为0.35MPa。第三章 工艺计算本设计采用直接与间接冷却相结合，二段复合干燥的工艺处理氯气。本流程

24、为连续生产过程，涉及到的物料主要有电解湿氯气、氯水、93%硫酸以及钛冷却器用的冷冻水等，输入整个生产系统的能量主要有电能、介质带入的能量和进入物料的焓，输出的能量有冷却剂带走的能量和输出物料的焓。3.1 物料衡算 系统的物料衡算以质量守恒为理论基础，研究某一系统内进出物料量及组成的变化，即： 系统累计的质量=输入系统的质量 - 输出系统的质量+反应生成的质量 - 反应消耗的质量 假设系统无泄漏，有:dF/dt=FIN-FOUT+CR-CR当系统无化学反应发生时，有:dF/dt=FIN-FOUT在稳定状态下，有： dF/dt=FIN-FOUT=0，FIN=FOUT注：FIN进入系统的物料流率；

25、FOUT流出系统的物料流率； CR反应产生物料速率； CR反应消耗物料速率。通过对系统整体以及部分主要单元的详细物料衡算，得到主、副产品的产量，原料的消耗量，“三废”的排放量以及最后产品的质量指标等关键经济技术指标，对所选工艺路线、设计流程进行定量评述，为后阶段的设计提供依据。该系统中氯水冷却器、硫酸冷却器以及透平机等设备物料均为一进一出，假设系统无泄漏，故不需对这些设备进行物料衡算；只需对塔设备与其他多进多出的设备进行物料衡算。酸雾捕集器、水雾捕集器的除雾过程为等温除雾，它主要的目的就是除去混合气中少量的水雾酸雾与盐沫，减少混合气体中水雾（酸雾与盐沫）的夹带。在计算中，按理想状态下，忽略了混

26、合气体中夹带的少量泡沫和水雾，经过冷却器出来的各组分全部以气体的形式存在，则物流经过除雾器后可忽略各组分的微小变化。根据气体溶解度可知：氯气中的不凝性气体，（以空气代替）在混合气中含量较少，并且在水中的溶解度非常小，即可将这些气体的含量视为常数,则进出系统前后不凝性气体视为量不变。为了计算的简洁和方便，按理想化状态，忽略了气体中夹带的少量液态水雾和泡沫。混合物各组分进行编号：Cl2a； H2Ob； AIR(不凝性气体) c；生产在10-20mm H2O微负压下操作，但是对于常压10.33m H2O而言，可忽略不计，认为系统是在常压下操作。以表1-1中湿氯气组成为设计数据来源，本设计为80kt/

27、a烧碱装置，按年生产时间8000h计算，则进入洗涤塔前的混合湿氯气物料总量：n总=302kmol/h其中nCl2=124.6 kmol/h nH2O=172.2 kmol/h nAIR=5.2 kmol/h3.1.1洗涤塔至水雾捕集器前 将洗涤塔至水雾捕集器前的整个系统看做一个整体进行物料衡算，冷却器的冷物流走壳程，不参与物流交换，则输入该系统的物料只有来自电解槽的90湿氯气F0，输出该系统的物料有氯水箱外排氯水F1、冷却器出料F7，如图3-1。 冷盐水 水雾捕集器F冷却器5F7 F8电解气 洗涤塔F0 98%酸电解槽F3 F6 冷盐水 F2 氯水箱 F1 外排氯水图3-1洗涤塔至水雾捕集器前

28、的物料衡算系统对该系统混合物各组分进行物料衡算：FIN=FOUT由于该系统无化学反应发生，则：ni入=ni出 Cl2: n0,a=n1,a+n7,a 即 124.6 kmol/h = n1,a+n7,a H2O: n0,b=n1,b+n7,b即 172.2 kmol/h = n1,b+n7,b AIR（不凝性气体）: n0,c=n7,c=5.2 kmol/h 查饱和蒸汽压表可知：T=15时，水的饱和蒸汽压为：Ps=1.7053kPa.由道尔顿分压定律得：=，即 = 表3-1 氯气的溶解度数据S/g 1.460.9800.7160.5620.4510.3860.3240.2740.2190.12

29、5t/0102030405060708090查表3-1可知：T=65时，氯气的溶解度S=0.299g/100gH2O.则= 解方程可得：n1,a=0.10 kmol/h, n1,b=131.20 kmol/h,n7,a=124.50kmol/h, n7,b=41.01 kmol/h在前面的理想假设中忽略了不凝性气体的溶解度，所以在F1中不存在这些组分的含量,全部在F7中.则洗涤塔至湿氯除雾器总的物料衡算数据如表3-2。表3-2 洗涤塔至水雾捕集器物料平衡表输入（F0）输出（F1、F7）组分质量kg/h组分质量kg/hCl2H2O124.6×70.91=8835.38172.2

30、5;18.02=3103.04Cl2H2O(0.10+124.50)×70.91=8835.38(131.20+41.00)×18.02=3103.04AIR5.2×29=150.8AIR5.2×29=150.8总计12089.22总计12089.22从物料计算数据中可见，水的饱和蒸汽压与温度是成正比关系的，冷却后的温度越低，含水量就越少，含水量少对氯气干燥越有利，同时对降低硫酸消耗量也有利。但温度不能过低，当低于9.6时，氯气和水形成Cl2.8H2O水合结晶，导致管道堵塞，温度控制指标范围为：1218。3.1.2钛列管冷却器在氯碱工业中，冷却器是不可缺

31、少的设备，冷却器的主要作用是降低混合气的温度，即可降低水蒸气的饱和蒸汽压，使水蒸气形成液态水排除出，本设计中钛列管冷却器热物流为来自洗涤塔直接降温后的45湿氯气，冷物流选用8的冷冻盐水（NaCl溶液），冷却后凝结的水分由管箱排液空排往氯水箱；控制冷却器的出口温度为15（指标范围1218），不能过低，防止形成Cl2.8H2O水合结晶，堵塞管道如图3-2。冷却器F5（45） F7（15） F6（15）图3-2钛列管冷却器物料衡算 此设备混合物各组分的物料衡算： FIN=FOUT由于该系统无化学反应发生，则：ni入=ni出Cl2: n5,a=n7,a+n6,a 即 n5,a=124.5004+n6,

32、a H2O: n5,b=n7,b+n6,b 即n5,b= 41.001+n6,b AIR : n5,c=n7,c=5.2查饱和蒸汽压表可知：T=45时，水的饱和蒸汽压为：Ps=9.5837kPa.由道尔顿分压定律得：=即 = 查表3-1可知：T=15时,氯气的溶解度S=0.848g/100gH2O 则 = 解方程可得： n5,a=124.51 kmol/h ； n5,b=9.70 kmol/h；n6,a=0.01 kmol/h； n6,b=31.30 kmol/h表3-4冷却器物料平衡表输入（F5）输出(F6、F7)组分质量/（kg/h）组分质量/（kg/h）Cl2H2O124.51×

33、;70.91=8829.0441.00×18.02=738.82Cl2H2O(0.01+124.50)×70.91=8829.04(31.30+9.70)×18.02=738.82AIR5.2×29=150.8AIR5.2×29=150.8总计9718.66总计9718.663.1.3水雾捕集器水雾捕集过程为等温除雾，它主要的目的就是除去混合气中少量的水雾，减少混合气体中水雾的夹带，降低氯气中含水率；在计算中，按理想状态下，忽略了混合气体中夹带的少量泡沫和水雾，经过冷却器出来的各组分全部以气体的形式存在，则经过湿氯气水雾除雾器后可忽略各组分的微

34、小变化，如图3-3。 F7(15)水雾除雾器 F8 (15) 图3-3 水雾除雾器物料衡算系统则湿氯除雾器的物料衡算： FIN=FOUT由于该系统无化学反应发生，则：ni入=ni出即： F7,i=F8,i ；Cl2: n7,a= n8,a=124.50 kmol/h；H2O: n7,b= n8,b=9.70 kmol/h；AIR : n7,c=n8,c=5.2 0kmol/h；3.1.4氯水箱氯水箱是为氯水洗涤塔提供循环氯水，并收集因为保持洗涤塔液位排出洗涤塔的循环氯水与冷却器冷凝下来的氯水。F2为洗涤塔排出氯水，F3为去往洗涤塔的循环氯水，F6为来自冷却器的冷凝氯水，如图3-4。氯水箱 F2

35、 F3 F6 F1图3-4 氯水箱物料衡算系统对该系统混合物各组分进行物料衡算：ni入=ni出Cl2: n2,a+n6,a =n1,a+n3,a n2,a +0.01= 2.04+0.10 H2O: n2,b+n6,b =n1,b+n3,b n2,b +31.30= 131.20+2684.40 由方程得：n2,a=2.11 kmol/h；n2,b=2802.29kmol/h表3-5 氯水箱物料平衡表输入（F2、F6）输出(F1、F3)组分质量/（kg/h）组分质量/（kg/h）Cl2H2O(2.13+0.01）×70.91=151.75(2802.29+13.30)×18

36、.02=50737.03Cl2H2O(0.10+2.04)×70.91=151.75(131.20+2684.40)×18.02=50737.03总计50888.78总计50888.783.1.5洗涤塔以上的计算过程中进、出洗涤塔的各物料的数据都已求得，由表3-6可知，洗涤塔各物料守衡。表3-6 洗涤塔物料平衡表输入(F0、F3)输出(F4、F2)组分质量/（kmol/h）组分物质的量/（kmol/h）Cl2H2O(124.6+2.04)×70.91=8980.22(172.2+2684.40) ×18.02=50659.47Cl2H2O(2.15+12

37、4.49)×70.91=8980.22 (2802.29+9.70)×18.02=50659.47AIR5.2×29=150.8AIR5.2×29=150.8总计59790.49总计59790.493.1.6干燥塔干燥塔是氯气处理工序的重要设备，干燥效果的好坏直接影响氯气的指标。在这里主要计算干燥塔上顶的出口物料组成，浓硫酸的质量消耗流量，稀硫酸的质量排放流量。F11 20 F15 18组合塔 F12 填料塔 F10 F10 F14 F9 20 F13 F8 15图3-5 干燥部分物料衡算系统 本设计中填料干燥塔浓硫酸的除水除水效率取75%，忽略Cl2在

38、93%的浓硫酸中微量的溶解，即n8,a=n11,a= n15,a =124.50kmol/h.F11中含水量n11,b=（1-75%） n8,b=9.697×（1-75%=2.4243 kmol/h本设计中F15中水含量取30ppm，忽略Cl2在93%的浓硫酸中微量的溶解，即n8,a=n11,a= n15,a =124.50 kmol/h.则 即 =30ppm解得：n15,b=0.0177 koml/h.一、一段干燥塔在一段填料干燥塔中，主要计算干燥塔上顶的出口F11物料组成，进料浓硫酸F10的质量消耗流量，出料稀硫酸F9的质量排放流量。忽略氯气在浓硫酸中的溶解，各物料的衡算式 ni

39、，入=ni，出，Cl2: n8,a=n11,a=124.50kmol/hH2O: n8,b+n10,b=n9,b+n11,b 9. 70+n10,b= 2.4243 +n9,b AIR: 5.2 kmol/h在实际生产中，为防止冬季硫酸结冰，用93%浓硫酸作为干燥剂，对湿氯气进行干燥，当硫酸降为75%时进行外排。设93%、75%的硫酸中纯硫酸物质的量为 N kmol/h.（分子量M=98.07）则： 98.07N=93%×（98.07×N+18.02×n10,b） 98.07N=75%×（98.07×N+18.02×n9,b） 解方程

40、可得： N=5.1776, n10,b=2.1209, n9,b=9.3936则 93%硫酸的质量流量为：L1=N×M(H2SO4)+M(H2O)×n10,b=5.1776×98.07+18.02×2.1209=508.16 kg/h.75%硫酸的质量流量为：L2=N×M(H2SO4)+M(H2O)×n9,b=5.1776×98.07+18.02×9.3936=639.21 kg/h.表3-7 一段填料干燥塔物料平衡表输入(F8、F10)输出(F9、F11)组分质量/（kg/h）组分质量/（kg/h）Cl2H2O1

41、24.50×70.91=8828.32（9.70+2.12）×18.02=212.96Cl2H2O124.50×70.91=8828.32（2.4243+9.39）×18.02=212.96AIRH2SO45.2×29=150.85.1776×98.07=507.78AIRH2SO45.2×29=150.85.1776×98.07=507.78总计9699.06总计9699.06知填料干燥塔浓硫酸的除水能力为：131.0550 kg/h，除水效率75%.二、二段干燥塔（泡罩+填料） 在组合干燥塔中，带水氯气F11从

42、塔底进入，干燥后从塔顶F15出塔；浓硫酸F12从塔顶进料，依次溢流通过5层泡罩塔板后进入填料层，塔底硫酸由循环泵打入塔中部循环到填料层进料F14,浓度低于75%的硫酸由F13排出。如图3-6： F15 18组合塔 F12 F14 F11 F13 图3-6 二段组合干燥塔忽略氯气在浓硫酸中的溶解，各物料的衡算式 ni，入=ni，出，Cl2: n8,a=n15,a=124.50kmol/hH2O: n12,b+n11,b =n13,b+n15,b 即 2.4243+n12,b=0.0177+n13,b AIR: 5.2 kmol/h在实际生产中，用93%浓硫酸作为干燥剂，对湿氯气进行干燥，当硫酸降

43、为75%时进行外排.设93%、75%的硫酸中纯硫酸物质的量为 N kmol/h.（分子量M=98.07）则： 98.07N=93%×（98.07×N+18.02×n12,b） 98.07N=75%×（98.07×N+18.02×n13,b） 解方程可得： N=1.7133, n12,b=0.1290, n13,b=2.5356则 93%硫酸的质量流量为：L1=N×M(H2SO4)+M(H2O)×n10,b=1.7133×98.07+18.02×0.1290=170.36 kg/h.75%硫酸的质

44、量流量为：L2=N×M(H2SO4)+M(H2O)×n9,b=1.7133×98.07+18.02×2.5356=213.72 kg/h.表3-8 二段组合干燥塔的物料平衡表输入(F8、F10)输出(F9、F11)组分质量/（kg/h）组分质量/（kgl/h）Cl2:H2O:24.5004×70.91=8828.32(2.4243+0.1290)×18.02=46.01Cl2:H2O:24.5004×70.91=8828.32(0.0177+2.5356)×18.02=46.01AIR:H2SO4: 5.2

45、5;29=150.81.7133×98.07=168.02AIR:H2SO4:5.2×29=150.81.7133×98.07=168.02总计：9193.15总计：9193.15从表中可知填料干燥塔浓硫酸的除水能力为：43.37 kg/h，除水效率99.27%.3.2 热量衡算 系统的热量衡算热量守恒为理论基础，研究某一系统内各类型的热量的变化对后续计算提供依据：(1) 确定流程中机械所需的功率，为设备设计和选型提供依据。 (2) 确定各单元操作中所需的热量或冷量及传递速率，确定加热剂和冷剂的用量，为后续换热和公用工程的设计做准备。 (3) 最终计算出所需的热量

46、和费用，判定工艺过程的经济性。3.2.1洗涤塔及氯水箱 在该系统中，来自电解槽的90高温湿氯气经过洗涤塔35氯水喷淋洗涤直接冷却后温度下降到45，氯水由氯水箱经氯水循环泵打入。输入系统的热量，由90湿氯气带入热量，冷却器冷凝氯水F6带入热量；输出系统的热量，出塔45湿氯气F5带走热量，排出氯水带走热量，如图3-7。 F5（45）洗涤塔 F0（90） F3 F2氯水箱 F6（15） F1（65）图3-7 洗涤塔及氯水箱系统表3-9水标准焓值、氯气标准焓值 温度物质152040456580H2OkJ/kgl62.8083.74167.47188.41272.40334.94g2520.502530

47、.102568.602577.802615.502642.30Cl2kCal/kg 164.70165.04166.23166.48167.24167.47一丶洗涤塔热量衡算因为其他组分的含量较少，引起微小的热量变化可忽略不计，需要水和氯气的物性参数即可。假设此系统可忽略热量损失。 系统的热量衡算： H=H出-H入 即 H=H5+H1-H0-H6（1）H0=mo,i×h0,imo,a×h0,a+mo,b×h0,b =167.47×4.1868×124.6×70.91+2642.30×18.02×133.8024 =

48、.41 kJ/h（2）H6=m6,i×h6,i=m6,a×h6,a+m6,b×h6,b=164.70×4.1868×70.91×0.0101+62.80×18.02×31.304 =35919.429 kJ/h.（3）H1=m1,i×h1,i=m1,a×h1,a+m1,b×h1,b =167.24×4.1868×70.91×0.0996+272.14×18.02×131.199 =.257 kJ/h.（4）H5=m4,i×h4,im4,a×h4,a+m4,b×h4,b =166.48×4.1868×70.91×124.4903+2577.8×18.02×9.697 =.81 kJ/h.则该系统与洗涤塔换热器进行的热量交换为:Q=H=H5+H1-H0-H6 =.81+.257-.41-35919.429 =-.772 kJ/h.表3-10 洗涤塔及氯水箱的热量计算表输入 kJ/h输出 kJ/hH0 .41 H6 35919.429总计 .84H1 .257H5 .81总计 .067该系统与洗涤塔换热器进行的