氯氢处理设备能力核算概述

PAGE87/NUMPAGES871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：31℃~36℃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：CL2885kg12.465KmolH2O318kg17.67Kmol杂气15.08kg0.52Kmol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/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/100gH2O，则沿途氯的溶解损失量为：0.0015x（318-G1）kgnCL2=[885-0.0015x（318-G1）]/18P水=25KPaP总=-3.0KPa=98.33KPa（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沿途凝聚氯水量：318-79.4=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：CL2885-0.358=884.64kg12.46KmolH2O79.4kg4.41Kmol杂气15.08kg0.52Kmol合计979.12kg17.39Kmol1.2.2出塔氯气组成查33℃饱和水蒸汽分压PH2O=5.13KPa，P总=101.33-3.6KPa=97.73KPa（A）。氯水出塔温度38℃，此温度下氯气溶解度为0.4g/100gH2O，实际溶解度取0.002kg/100kgH2O。设出塔氯气含水量为G2kg,代入分压公式：5.13/97.73=（G2/18）/{[884.64-0.002x（79.4-G2）]/71+G2/18+0.52}解得：G2=12.94kg洗涤塔中凝聚氯水：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884.64kg12.46Kmol水蒸气79.4kg4.41Kmol杂气15.08kg0.52KmolΣ979.12kg17.39Kmol循环氯水8557.23kg氯气884.51kg12.458Kmol水蒸气72.94kg0.719Kmol杂气15.08kg0.52KmolΣ912.53kg13.697Kmol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：15.08x0.24x65=235.25Kcal合计：56606.88Kcal1.3.2出塔氯气、凝聚氯水带出热量氯气：12.458x8.254x33=3393.33Kcal水蒸气：72.94x611.7=7915.40Kcal杂气：15.08x0.24x33=119.43Kcal凝聚氯水：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凝聚水2392.56循环氯水324164.6256606.88-13953.64=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)/273]x(101.33/98.33)=497m3出塔氯气体积：13.697x22.4x[(273+33)/273]x(101.33/97.73)=356.57m3平均体积：(497+356.57)/2=426.78m3平均重量流量：(979.12+912.53)/2=945.83kg平均重度：945.83kg/426.78m3=2.22kg/m3注:在春秋季节,进塔氯气温度可降低到58℃,现在热交换量减到29462.06Kcal,平均重量流量为930.34kg,平均体积为397.6m3,平均重度为2.34kg/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=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：8.56m2x15=128.37m3/h，现在的喷淋密度为：128.37/（2.4x2.4x0.785）=28.37m3/h*m2，差不多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=160m3/h的80%，即128m3/h。现在的气液比为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）效果的要紧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，故用解析的方法专门难准确地计算出传热（传质）单元高度，只能用实验的方法或用经验值。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。讲明在该填料层高度、气液比和空塔流速的条件下，传热（传质）效果差不多特不行。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(α/ε3)x(Vg/VL)x(μL0.2)]=A-1.25(L/G)1/4[Vg/VL]1/8式中：uF——泛点气速，m/s；g——9.8m/s2；α/ε3——干填料因子，146m-1；Vg——气相重度，2.22kg/m3；VL——液相重度，1000kg/m3；μL——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)1/4[0.00222]1/8=-0.915exp(-0.915)=0.1216等式左边=lg[(uF2/9.81)x146x0.00222x0.70160.2]=lg[0.03078uF2]0.03078uF2=0.1216uF=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均在泛点气速的同意范围之内（但阻力降不同）。1.4.4阻力降应用Ecker关联图横坐标：(L/G)[Vg/VL]1/2=9.02x[0.00222]1/2=0.4215纵坐标：uF2φψ/g(Vg/VL)μL0.2式中：φ——湿填料因子，120m-1；ψ——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2φψ/g(Vg/VL)μL0.2=u空2应x（120x1/9.81）x0.00222x0.70160.2=0.02531u空2关于DN2400的塔，其阻力降见表1-5：表1-5DN2400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/VL]1/20.4250.4250.425u空2φψ/g(Vg/VL)μL0.20.00390.00540.0092每米填料阻力降50Pa75Pa120Pa6m填料阻力降300Pa450Pa720Pau空，m/s0.3920.4580.6051.4.5进出口管径湿氯气的经济流速应操纵在8~10m/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，m0.51~0.570.55~0.620.63~0.71出口管径，m0.44~0.490.46~0.530.54~0.601.5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不为38℃、33℃，循环水进出换热器温度分不为31℃、36℃，平均温度差Δtcp=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/KΔtcp=1.15x42653.2/1720x2=14.26m2/吨碱不同规模时，E701所需传热面积如下：表1-7E701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100m2，在春（秋）冬季，进塔氯气温度降低到58℃以下，循环水供水温度降低到26℃以下，换热器热负荷降到30000Kcal/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能够看出，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、空塔气速等尚在同意范围之内。关于填料干燥塔、泡罩干燥塔的情况也大致如此。也确实是讲，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）。在那个地点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6填料塔出口-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)/1.355=318.30K=45.3℃2.2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，即可幸免风机焚烧。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，用与不用钛风机，对后续的设备有专门大的阻碍。在目前尚无定论的情况下，后续设备如钛冷却器等，只能分不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工艺条件氯气进口温度30℃氯气进口压力-3.6KPa（97.73KPa，A）氯气出口温度12℃氯气出口压力-3.8KPa（95.53KPa，A）97.53KPa冷水进口温度10.5℃冷水出口温度13.5℃3A.2物料平衡进入物料：同洗涤塔出口②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凝聚氯水量为：12.94-3.41=9.53kg由于凝聚水量专门小，氯水中的溶解氯更是微乎其微，故忽略不计。③物料平衡表表3-1负压流程物料平衡表进入排出1CL2884.51kg12.458Kmol2H2O12.94kg0.72Kmol3杂气15.08kg0.52Kmol4冷水2662.5kg1CL2884.51kg12.458Kmol2H2O3.41kg0.189Kmol3杂气15.08kg0.52Kmol4凝聚水9.53kg5冷水2662.5kg合计：3575.03kg3575.03kg3A.3热平衡①进入热量：同洗涤塔出口。②排出热量CL212.458x8.214x12=1228KcalH2O3.41x602.6=2054.9Kcal杂气15.08x0.24x12=43.4Kcal凝聚水9.53x12=114.36Kcal合计3440.66Kcal热交换量q=11428.16-3440.66=7987.4Kcal冷水量Wa=7987.4/3=2662.47kg③热量平衡表表3-2负压流程热量平衡表单位：Kcal进入排出1CL23393.332H2O7915.43杂气119.434冷水27955.941CL212282H2O2054.93杂气43.44凝聚水114.365冷水35943.34合计：39384.0439383.913A.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Δt2=16.5℃Δt1=1.5℃Δtcp=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/KΔtcp=1.15x7987.4/(70x6.26)=21m2表3-3负压流程的传热面积规模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,牵强能满足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进口体积量：同钛冷却器出口出口体积量：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出口体积,m3/h319.94798.55598.37397.7进口管径,m0.44~0.490.46~0.530.54~0.6出口管径,m0.41~0.460.44~0.50.51~0.57

B正压流程（加钛风机）3B.1工艺条件氯气进口温度：45℃氯气进口压力：15.57KPa(116.9KPa,A)氯气出口温度：12℃氯气出口压力：15.277KPa(116.6KPa，A)冷水进口温度：10.5℃冷水出口压力：13.5℃3B.2物料平衡①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，则当不论。②排出物料设出口氯气含水量Gbkg，1.402/116.9=（Gb/18）/(12.465+0.52+Gb/18)解得Gb=2.843kg凝聚水量：12.94-2.84=10.1kg表3-5正压流程物料平衡表进入排出CL2884.51kg12.458KmolH2O12.94kg0.59Kmol杂气15.08kg0.52Kmol冷水3227.4kg1.CL2884.51kg12.458Kmol2.H2O2.84kg0.158Kmol3.杂气15.05kg0.52Kmol4.冷凝水10.1kg5.冷水3227.4kg合计4139.93kg合计4139.93kg3B.3热平衡进入热量：CL212.458x8.28x45=4641.85KcalH2O12.94x616.8=7981.4Kcal杂气15.08x0.24x45=162.86Kcal合计12786.1Kcal排出热量CL22.458x8.28x45=4641.85KcalH2O12.94x616.8=7981.4Kcal杂气15.08x0.24x45=162.86Kcal凝聚水10.1x12=121.2Kcal合计3104.01Kcal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进入排出1.CL24641.852.H2O7981.43.杂气162.8612786.114.冷水33887.71.CL212282.H2O1711.383.杂气43.432979.784.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Δt2=31.5℃Δt1=1.5℃Δtcp=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由以上计算能够看出：正压流程的钛冷却器传热面积小于负压流程。经钛冷却器之后，负压流程和正压流程的氯气温度已差不多相同，仅氯中含水量从理论上相差0.57kg/吨碱析氯。重量流量差不多相同，而体积流量相去甚远。3B.5体积流量及进出口管径进口体积：同钛风机出口13.568x22.4x(318/273)x(101.33/116.9)=306.87m3出口体积：13.136x22.4x(285/273)x(101.33/116.16)=266.95m3不同规模的氯气体积及进出口管径见表3-8表3-8正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/h306.874603.15370.27096.36出口体积,m3/h266.639994665.56165.1进口管径,m0.4~0.450.44~0.490.50~0.56出口管径,m0.38~0.420.41~0.450.47~0.524水雾捕集器与酸雾捕集器水雾捕集器与酸雾捕集器均采纳美国孟山都公司的过滤元件。当产量增加时，氯气体积增加，过滤负荷也随之增加。那个地点有2个问题出现：过滤效率是否会降低，或者讲在保证一定效率的前提下，最大同意流速是多少；过滤阻力降问题。前者需由厂家给予答复，目前这2台捕集器差不多上按4200Nm3/h的体积流量设计的也确实是仅有11.5万吨烧碱/年的能力，能够适应到多少万吨的规模尚不得知。后者捕集器的阻力降粗略地估算能够作为管道的局部阻力问题来处理，我们熟知管道的局部阻力由下式表述：h局=K局.u2/2g式中:K局为局部阻力系数；u为气体流速，m/s；在湍流状态下，K局关于相同介质、相同管材以及温度、压力变化不大的情况下，能够看作常数，因此局部阻力只与气体流速u的平方成正比。在目前产量条件下（12万吨/年），现场仪表显示水雾捕集器阻力降0.5kpa,酸雾捕集器阻力降5.5kpa(均包括设备前后管路的阻力降)。以此为基准计算不同规模时的阻力降如表4-1：表4-1水雾捕集器与酸雾捕集器的阻力降规模项目12万吨14万吨18.5万吨负压流程气体流量（m3/h）4798.55598.37397.7过滤速度（m/s）0.0770.090.119u2x1035.978.12714.191动压比11.3612.377水雾阻力降(KPa)0.50.681.188酸雾阻力降(KPa)5.57.48613.074正压流程气体流量（m3/h）4004.34671.66173.2过滤速度（m/s）0.0640.0750.099u2x1034.1585.6599.88动压比0.6960.9481.655水雾阻力降(KPa)0.350.4740.827酸雾阻力降(KPa)3.8285.2149.1035填料干燥塔（C702）系统简图如下：A负压流程5A.1工艺条件进塔氯气温度：12℃进塔氯气压力：-4.3KPa(G)，97.03KPa(A)出塔氯气温度：20℃出塔氯气压力：-5.3KPa(G)，96.03KPa(A)循环酸温度：25℃循环酸平均浓度：80%H2SO4循环酸重度：1722kg/m3粘度:19.2x10-3Pa.s比热:0.4Kcal/kg*℃5A.2气相组成变化进塔气相组成，理论上应等于钛冷却器出口的组成，并不可幸免地有部分水雾挟带，而出口的气相组成，则取决于硫酸液面上的水蒸气分压。为简化计算，现假定填料塔除去总水重量的60%。泡罩塔除去总水分的40%，因此得到：进塔气相组成CL2884.51kg12.458KmolH2O3.41kg0.189Kmol杂气15.08kg0.52KmolΣ903kg13.167Kmol出塔气相组成CL2884.51kg12.458KmolH2O1.364kg0.0758Kmol杂气15.08kg0.52KmolΣ900.95kg13.054Kmol平均气相体积及气相重度进口体积：13.167x(285/273)x(101.33/97.03)x22.4=321.55m3出口体积：13.054x(293/273x(101.33/96.03)x22.4=331.15m3平均体积:（321.55+331.15）/2=326.4m3平均气相重度:901.98kg/326.4m3=2.76kg/m35A.3空塔气速关于现有塔径Ф1800的填料塔，不同规模时的空塔气速为:表5-1填料塔的气相流量及空塔气速12万吨14万吨18.5万吨重量流量,kg/h13529.715784.6520858.29体积流量,m3/h489657127548空塔气速0.5350.6250.8255A.4液相（硫酸）喷淋密度、喷淋量及气液比关于填充D50环形填料的塔，其最小喷淋密度为15m3/m2*h,现有D1800填料塔，其硫酸循环泵(P702)的标示流量为120m3/h,取其80%，即96m3/h为实际流量，得液相重量为：1722x96=165312kg/h以12万吨/年时气相重量流量为设计基准得液气比：L/G=165312/13529.7=12.22，并由此得到不同规模时的液相流量及喷淋密度：表5-2Ф1800填料塔的液相流量及空塔气速12万吨14万吨18.5万吨重量流量，kg/h165312192864254856体积流量，m3/h96112148喷淋密度，m3/m2*h37.7344.0158.165A.5泛点气速及阻力降泛点气速lg[(uF2/g)x(α/ε3)x(Vg/VL)x(μL0.2)]=A-1.25(L/G)1/4[Vg/VL]1/8式中：uF——泛点气速，m/s；g——9.8m/s2；α/ε3——干填料因子，146m-1；Vg——气相重度，2.76kg/m3；VL——液相重度，1722kg/m3；μL——液相粘度，取36.5℃水的粘度0.7016cp；L/G——液气比，12.22；Vg/VL——气液重度比2.76/1722=1.603x10-3；A——常数，DN50塑料鲍尔环为0.0942；代入等式右边0.0942-1.75x（12.22）1/4（0.0016）1/8=-1.369357等式左边lg(uF2/9.81x146x0.0016x9.20.2)=lg（0.043uF2）0.043uF2=0.04272uF=0.996=1.0m/s阻力降查Echert关联图y轴(u2/g)xΨФx(Vg/VL)xµL0.2式中：Ψ——液相重度调整系数,Ψ=VH2O/VL=1000/1722=0.581；Ф——湿填料因子120m-1；其它同上，u取空塔速度（0.5352/9.81）x0.581x120x0.0016x19.20.2=0.020534x0.5352=0.005814万吨：0.020534x0.6252=0.00818.5万吨：0.020534x0.8252=0.014X轴L/G(Vg/VL)0.5=12.23x0.00160.5=0.4892查图得填料层阻力降如下表5-3不同规模阻力降单位：Pa12万14万18.5万每m阻力降801152206m阻力降4806901320现场实测阻力降为1000Pa(12万吨)，填料层阻力降约占其1/2，另外的1/2为管路阻力降和设备的局部阻力降。B正压流程核算5B.1工艺条件进塔氯气压力116KPa(A)；出塔氯气压力116KPa(A)；其他与5A.1节相同；5B.2平均体积及平均气相重度进口体积：13.136x22.4x(285/273)x(101.33/116)=273m3出口体积：13.054x22.4x(293/273)x(101.33/114)=279m3平均体积：（273+279）/2=276m3平均气相重度：902/276=3.27kg/m35B.3空塔气速表5-4不同规模空塔气速单位：Pa12万吨14万吨18.5万吨重量流量kg/h13514.115766.4520834.24体积流量m3/h4099.54782.336319.37空塔气速0.4470.5220.695B.4泛点气速Vg/VL=3.27/1722=0.0019lg[(uF2/g]x(α/ε3)x(Vg/VL)x(μL0.2)]=lg[uF2/9.81x146x0.0019x19.20.2]=lg[0.0513uF2]0.0942-1.75x（12.23）1/4（0.00191）1/8=-1.4021lg（0.0513uF2）=1.40210.0513uF2=0.0396uF=0.878m/s5B.5阻力降(只计算18.5万吨规模)应用Echert关联图，计算Y轴:(0.692/9.81)x0.581x120x0.0016x19.20.2=0.0117X轴：12.22x0.00190.5=0.5359查图得:每m阻力170Pa，6m共计1020Pa比负压流程的阻力降少300Pa,全塔阻力降（包括连接管路）可取2KPa。5.6传质计算（按负压流程计算）5.6.1氯气总压96.53KPa,20°C时硫酸汲取水分的平衡线液相气相硫酸浓度%X水蒸汽分压PaYx10492.50.44140.20.021900.60590.670.0787.50.77771.870.194850.96083.330.34582.51.15496.40.663801.3611121.2477.51.580621.332.21751.814837.333.8772.52.065161.336.36702.333393.329.68表5-5硫酸汲取水分的平衡线5.6.2操作线将填料塔、泡罩塔视为一个整体，并设定填料塔除去氯气中所含水分的60%，泡罩塔除去其余的40%，干燥后氯气含水50ppm.气相组分变化y1=0.189/12.458=0.0152填料塔进口y2=0.076/12.458=0.0061填料塔出口y3=0.0025/12.458=0.0002泡罩塔出口液相变化x1=(24/18)/(76/98)=1.72填料塔出口x2=(12/8)/(88/98)=0.742填料塔进口x3=(2/18)/(98/98)=0.111泡罩塔进口将平衡线及操作线绘于图上。5.6.3填料层高度填料层高度Z=HOG*NOG式中:Z——填料层高度，m；HOG——传质单元高度，m；NOG——传质单元数；HOG的计算HOG=G/M/KGa=G/M/（KG//pa）式中：G/M——气相质量流速kg/m2*h；G/M=GM/（0.785x1.82）GM——气相质量流量kg/h；K//G——以分压表示的气相总传质系数（kg/m2*h*mmHg）；P——系统压力mmHg，P=96.53kpa=724mmHg；a——填料比表面积106.4m-1；查＜1＞P285硫酸对水的汲取速度：K//G=K0*WmK0——常数，80%硫酸为0.025；W——空塔气速m/s；m——取0.8（湍流）；代入，12万吨时：K//G=0.025x0.5350.8=0.01516HOG=5310.7/（0.015x724x106.4）=4.6m其他规模的传质单元高度计算如下表5-6传质单元高度HOG单位：m规模参数12万吨14万吨18.5万吨GM,kg/h13514.115766.520834.2G/Mkg/m2*h5310.76195.88187.3W,m/s0.5350.6250.825KG″0.015160.017170.0214HOG,m4.64.694.96传质单元数NOG的求取从操作线-平衡线图上查得y1*=0.00031，y2*=0.000016Δy1=y1-y1*=0.0152-0.00031=0.0149Δy2=y2-y2*=0.0061-0.000016=0.0061Δym=Δy1-Δy2/ln（Δy1/Δy2）=(0.015-0.0006)/ln（0.015/0.006）=0.01传质单元数NOG=（y1-y2）/Δym=0.0152-0.0061/0.01=0.91填料层高度Z=HOG*NOG=4.6x0.91=4.19m取全塔效率80%，Z/=4.19/0.8=5.23m正压流程的传质单元高度，从公式HOG=G/M/（KG″P*a）能够看出，处在分母上的总压P大于负压流程，故计算可得的HOG小于负压流程，填料层高度也小于负压流程，故不再计算。不同规模时的填料层高度见表5-7表5-7填料层高度单位：m规模填料高度12万吨14万吨18.5万吨Z4.194.274.51Z/5.235.345.64现有设备填料层高度为6m,符合要求。5.7传热计算5.7.1硫酸稀释热的解析98%的浓硫酸自泡罩塔顶加入，76%的稀硫酸自填料塔底部排出。每公斤98%的浓硫酸稀释到76%，所汲取的水量为：（0.98/0.71）-1=0.2895kg每生产1吨100%NaOH所产生的氯气884.51kg,至填料塔进口含饱和水蒸气3.41kg.理论耗酸量为：3.41/0.2895=11.78kg。由于各种缘故，如氯气夹带水雾，实际硫酸消耗13.6kg,实际脱水量13.6x0.2895=3.91kg,除饱和水蒸气外的水雾夹带量为:3