氯氢处理设备能力核算

青岛海晶化工集团有限公司11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：氯氢处理设备能力核算20.0015x（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沿途凝结氯水量：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洗涤塔中凝结氯水：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、凝结氯水带出热量青岛海晶化工集团有限公司3氯气：12.458x8.254x33=3393.33Kcal水蒸气：72.94x611.7=7915.40Kcal杂气：15.08x0.24x33=119.43Kcal凝结氯水：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凝结水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℃,此时热交换量减到29462.06Kcal,平均重量流量为930.34kg,平均体积为397.6m3,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、喷淋量与液气比氯氢处理设备能力核算4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，此时的喷淋密度为：128.37/（2.4x2.4x0.785）=28.37m3/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=160m3/h的80%，即128m3/h。此时的气液比为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、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均在泛点气速的允许范围之内（但阻力降不同）。青岛海晶化工集团有限公司51.4.4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uFu空2φψ/g(Vg/VL)μL0.2=u空2应x（120x1/9.81）x0.00222x0.70160.2=0.02531u空2对于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控制在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别为38℃、33℃，循环水进出换热器温度分别为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氯水换热器示意图氯氢处理设备能力核算6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