烧碱装置氯气处理计算汇总

1.2氯气处理工序的任务、原理及流程图1.2.1氯气处理工序的任务氯气处理工序的任务是将电解工序来的湿氯气，洗涤、冷却、干燥、压缩、除 NCl后，送往盐酸工序、液氯工序和用户等.31.2.2氯气处理工序的原理由电解工序来的湿氯气（温度约85C左右），通过管路输送进入塔氯气洗涤塔底 部（温度约80C左右），氯气贮槽中的氯水经循环泵送至氯气冷却器（换热器），冷 却后进入氯气洗涤塔，洗涤塔为填料塔，氯气经塔上部喷淋逆流，与氯气直接接触， 氯气冷却到约4050C，并除去氯气所夹带的盐雾.出塔氯气进入冷却器进一步冷 却，氯气出口温度控制在1218C，因为当氯气温度在9.6C湿氯气中的水蒸气会与 氯气生成C.8H2O结晶，造成设备管路的阻塞并损失氯气.在冷却过程中大部分的水 被冷凝下来，这样节约用于干燥的硫酸用量，同时一部分冷凝水成雾滴存在于氯气中， 所以除雾也是一项降低硫酸单耗，减少酸雾夹带的重要措施.因此，冷却后氯气经水 雾分离器进入干燥系统，水雾的补集在99%以上.氯水洗涤塔冷凝下来的氯水用氯水循环泵打入到氯气冷却器经循环水冷却后进 入洗涤塔上部，与氯气进行逆流接触，除去氯气中的杂质和盐分，并降低氯气温度， 当氯水到一定液位时，溢流入氯水贮槽.氯水由氯水循环泵送往废气处理或化学水管 网进行处理.冷却后1218C的氯气进入干燥塔的下部，与硫酸循环泵打入的硫酸在填料段 逆流接触除去氯中水分.塔底出硫酸，浓度控制在75%以上，由于氯气中的水分被硫 酸吸收而放热，这部分热量由循环酸冷却器带走.干燥塔的氯气出口温度为20C， 塔顶入口酸温度为14C，塔底出口酸温度为20C.当干燥塔底部的酸液位超过设定值 时，调节阀自动开启，将硫酸打至稀酸贮槽；当循环酸降到低液位时，调节阀关闭或 关小；当循环酸浓度低于75%，即使干燥塔下部的液位未达到排酸要求，也应排酸.稀酸贮槽的稀酸，装槽车或装罐后送出界区.干燥后氯气的指标为含量M98.5%， 氯中含水=30ppm.1-洗涤塔及氯水箱；2- 一级钛冷却器A并B； 3-二级钛冷却器A并B； 4-湿氯除雾器；5-6干燥塔（填料塔、 泡罩塔）；7-硫酸捕雾器；8-硫酸高位槽；9-氯气压缩机；10-酸雾捕捉器图1-1氯气处理工艺流程图氯气处理采用了淡盐水、冷却水氯气换热技术，2段冷却、2段干燥（泡沫 塔和填料塔串联）技术，工艺流程为：湿氯气一洗涤器一氯气一盐水换热器一一段冷却器一二段冷却器一脱水塔 一泡沫塔一填料塔一脱酸塔一氯气泵一氯气分配台一用户及液氯等工段.电解槽出来的85C湿氯气汇集到氯气总管，经过安全水封后进人氯气洗涤塔， 用从换热器和一、二段冷却器中冷凝下来的氯水洗涤氯气，洗涤后氯水排氯水箱，氯 气进人换热器，与从盐水工序送来的精盐水进行热交换，再依次进人一段钛冷却塔 和二段钛冷却塔，分别用工业水和冷冻水进行冷却，氯气温度降至15 C后进湿氯 除雾器脱去水雾，进人泡沫干燥塔，用86%硫酸进行第一次干燥，再进入填料干燥 塔，用98%硫酸干燥，出干燥塔氯气经脱酸塔除去酸雾后，用透平压缩泵压送到分 配台，分配给氯气用户及液氯等工段.第2章物料衡算和能量衡算2.1计算依据经查西部氯碱厂的电解原料生产氢氧化钠（NaOH ），工业数据查NaOH GB/T1919-94可知固体I类优等品NaOH的含量为N94.0%，除掉检修等等时间的浪费， 按每年实际生产时间为8000小时，本设计计算是以西部氯碱厂目前烧碱装置的年产 量为基准，生产10万吨/年98%离子膜NaOH，其生产纯NaOH的量为：10X 104X 103X98.0%/ （40X8000） =306.250 kmol/h.I k +H：电解过程发生的化学反应为：2NaCl+2H O=2NaOH + Cl22由电解方程式计算可知理论生产氯气量为：306.250/2=153.1250 kmol/h.即氯气的理论年产量为：153.1250X8000X70.91/1000=86864.75吨/年.但在实际生产中，考虑到氯气输送过程等条件中有损失，现以2%耗损计算，则进入 洗涤塔前氯气的量为：153.1250X（ 1-2%） =150.0625 kmol/h.经过对电解槽出来的电解气分析可知所含的组分：Cl2 , H2O , O2 , H2，其他杂 质（M）；其中以干基为基准，物料混合气各组分的含量如下（kmol/h）表示：Cl2 : N98.5%， O2 : 0.7%，H2 : 104.（湍流）i 目0.5272 x 10-3对于碳钢管，取管壁粗糙度 =0.1mm, /di=0.1/20=0.005， 由入 Re关系图查得Re=31860.33，入二0.034.则 A p 二入-X 业=0.034X 上 X 987 x 0.85092 =3644.5Pa.1 d 20.02233A p 二一p U2二一X98 7 . 0 X 0 . 8 5 092=1071.9 Pa. 222则 EA pi= (3644.5+1071)X 1.4X2X1=13205.99 Pa.=13.206 kPa.(2)壳程压降计算公式：EA p=(眼+眼)Fs.NsFs=1.15，N；=1式中 AP，一一流体横过管束的压强降，Pa；P流体通过折流挡板的压强降，Pa；2Fs 壳程的压强降的给垢校正系数，无量纲.AP =F f n (N+1) PUo2AP =N (3.5 -奖)X1 o c B 22 BD2F管子排列方法对压强降的校正系数.fo壳程流体的摩擦系数，当Re500时fo=5.0Re0.228；n横过管束中心显得管子数；0nB折流挡板数；z折流挡板间距.管子为正三角形排列：F=0.5n =1.1 *n =1.1 w102 =11.1c1z=0.2m，Dz104,0.7Pr60)Rei=31860.33104.口 Cp xp 4.174 x 103 x 0.5272 x 10-3Pr 二 f二06449=3.4122L/di=6/0.02=30060管程流通截面积：A =0.016皿(表3-2可知)0鬲49则 h0.0023X 了0；(31860.33) 0.8X(3.4122) 0.3=4903.95 w/ (mC)、hs- tx iO p k / de X U X P计算公式：h =0.36一 (o de（2）壳程对流传热系数ho （Kern法）-o )0.55 ( CP W )1/3(_L )0.14日人 日w管子为正三角形排列，则n4( %； 3 / 2 x t2 dd=4e2)ndo4(0.0323/2 - 0.0252)=40.02 m.兀 X 0.019则流体通过管间最大截面积为:A=zD(1-do )=0.2 X0. 4 X (1 0025 )=0.016 皿 t0.032Usu 二oA120816.2735 o , /=2.1m/s.3600 x 997.0 x 0.0262r = de x u x po 0.02 x 2.1 x 997.0 ,=46467.60.9028 x 10 -3Pr= CPXho k=圮X103 X0.9028X10一3 =6.19580.6082壳程中冷却水被加热，取（上）0.14=1.05.PW则 h=0.36X ( 0,6028 )X(46467.6).55X(6.1958)1/3X 1.05=8957.5w/(m2 C) o0.02.(3)污垢热阻Rso、Rsi参照附录二十二，管内、外侧污垢热阻取为：R0=R =0.000172 gC/w.计算公式+ bd + do人 d hi x dim(4) 计算点传热系数Ko 1 八 Rsi x d+ Rso +oho管壁热阻忽略时，公式变为:1K=K0 1 八 Rsi x d do+ Rso +o +hod i hi x di18957.5+ 0.00017 +0.00017 x 0.0250020.025+4903.95 x 0.02二1345.9 w/W.C)当确定污垢热阻Rso和Rsi后,计算总传热系数K计与K选的比较，若K计/K选=L151.25之间，因为则初选的换热器合适.,1345 9K计/K选二奇斋=1.153所以洗涤塔换热器设计合理.3.1.4材料的选择用于湿氯气冷却的热交换器，必须具有良好的耐腐蚀性能的材料制成.如玻 璃、石墨、钛等.金属钛对湿氯气的耐腐蚀性极好，但不得用于含水量低于0.5% (wt)的氯气场合.钛换热器的列管可制成12mm壁厚的薄壁管，以利于提高 传热效果.氯气走管程时，管板用钛板或钛复合板，封头用钢衬胶或钛复合板或硬聚氯 乙烯板，壳体、折流挡板等不与氯气接触部分可用碳钢制成16.3.2干燥塔(填料吸收塔)的工艺设计浓硫酸吸水是强放热反应，但考虑到实际操作中所吸收水量为0.0129 kg/s. 相对量比较少，所以认为是等温吸收干燥，本设计取T=18C的等温吸收.3.2.1塔径的计算混合气的质量流量：Wv=149.9629X70.91 + 2.6032X 18.02 + 1.0664X32+ 0.0457X2 + 1.1731X29=10749.015 kg/h.98%硫酸的质量流量：W=151.9085kg/h.L 混合气体的体积流量：ms/h .273 +18V154.8513X ；73 X 22.4=3697.3726 ms/h.则 混合气的密度：p v= Wv/ V10749.015/3697.3726=2.907kg/m3.98%硫酸的密度：p L=1836kg/m398%硫酸的粘度：p L=；0mPas则K （匕）0.5Wv pL_151.9085,2.907、=（）0.53697.3726 x 2.907 1836=0.0005根据原料气的性质，选用DN25陶瓷拉西环填料（乱堆），该填料的有关参数如下：比表面积a =190 m7m3 ；泛点填料因子6 =832m-1；压降填料因子p=576m-1； F液体密度校正系数中=1000/1836=0.544.查埃克特通关联图得纵坐标：当横标为0.0005时，纵标为0.24,u 28甲p 四 0.2 一即 -l =0.24.gP L则泛点气速0.24 gp 0.24 x 9.81 x 1836u 二，l =，=1.29m/s.F g 四 o.2 832 x 0.544 x 300.2取安全系数为70%,即 空塔气速u=0.7u =0.7X 1. 29=0.903m/s.F则D ：4 x 3697.3726/3600 =1.203m.兀 x 0.903圆整塔径D=1.2m.校核D/d=1200/25=488（所选的填料规格适宜）取(Lw) . =0.08m3/(m.h)最小喷淋密度：Umin= (Lw) minXa=0.8X 190=152 m3/(m2.h)操作喷淋密度：U= 151.9085/3600 =0.073 土 X 1.224操作空塔气速:Vsu=兀 D 2 4=3691.3726/3600-X 1.22 4=0.908m/s则安全系数为 u/u =0.908/1.29=70.43%F经校核选用D=1.2m合理.3.2.2填料层压降的计算利用埃克特通用关联图计算填料层压降:(匕)0.5=0.0005 时PL当纵标U些七2 =0.24, gPL查相关文献图可知塔内操作条件下的压强降为Ap/z200X9.81Pa/m.3.2.3填料层高度的计算（以下假设恒摩尔流状态）吸收剂的进塔流量：吸收剂的进塔组成摩尔比:气相进塔组成摩尔比：气相出塔组成摩尔比：L=1.5180kmol/hX = 0,1686 =0.11112 1.5180Y= 26032 =0.017091 152.2480.0177Y2= I；248 =1-1626X10 -4进塔惰气流量摩尔比:V=V 总(1-XH20)=154.851 X (1-0.0168)=152.248 kmol/h出塔惰相组成摩尔比:X=V (Y-Y ) /L + X =1.86991122VYLX21塔VY1LX1图3-2干燥塔系统由汽液平衡公式Y*= 1 +（：）*计算平衡浓度Y、丫广由前面计算过程可知水的平衡分压为:也也二上，计算得p*=11.778Pa.152.266 101325根据亨利定律得:11.7780.1686二117.898Pa.0.1686 +1.5180117,898 =1.16X10-3Em二二P 101325所以=L6x10-3 xL9Em1 + (1 -1.16 x 10-3)x 1.8699Y 二mX 22 1 + (1 m) X2二顷10-3 xO111=1.16X10-41 + (1 -1.16 x 10-3)x 0.1111 Y1=Y1-Y1*=0.01709-7.56X 10-4=0.01714 Y=Y -Y *=1.162 6X 10 -4-1.16X 10-4=0.0026X 10-4 篁m | AK In 1AY2= 0.01714 - 0.0026 x 10-4=0.01714ln0.0026 x 10- 4=0.001544oGY - Y 1 2AY=0.01714 T.1626 X10-4 =10.960.001544y单元传质高度：口V152.248g= 5 = m、兀”之皿Y 172.5 x x 1.224所以填料层高度Z= NgXHog =10.96 X0.7807=8.5569m.采用DN25陶瓷拉西环为填料时，经文献查得相关经验值，取总体积传质系 数 Ka=172.5 kmol/( ms/h).设计取填料塔高度为：H=1.4XZ=1.4X8.5569=11.98e12m.因为HMhma疔6m，所以填料层分为三段，每段为4m.