氯氢处理设备能力核算概述.docx

1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：
CL2 885kg 12.465Kmol
H2O 318kg 17.67Kmol
杂气 15.08kg 0.52Kmol
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/100g H2O，则沿途氯的溶解损失量为：
0.0015x（318- G1）kg
n CL2 =[885-0.0015x（318- G1）]/18
P水=25 KPa
P总=-3.0 KPa=98.33 KPa（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：
CL2 885-0.358=884.64kg 12.46Kmol
H2O 79.4kg 4.41Kmol
杂气 15.08kg 0.52Kmol
合计 979.12kg 17.39Kmol

1.2.2出塔氯气组成

查33℃饱和水蒸汽分压P H2O =5.13KPa，P总=101.33-3.6KPa=97.73 KPa（A）。氯水出塔温度38℃，此温度下氯气溶解度为0.4g/100g H2O，实际溶解度取0.002kg/100kg H2O。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 884.64kg 12.46 Kmol
水蒸气 79.4kg 4.41Kmol
杂气 15.08kg 0.52Kmol
Σ 979.12kg 17.39 Kmol
循环氯水 8557.23kg
氯气 884.51kg 12.458 Kmol
水蒸气 72.94kg 0.719Kmol
杂气 15.08kg 0.52Kmol
Σ 912.53kg 13.697 Kmol
循环氯水 8557.23kg
合计 ： 9536.35kg
合计 ： 9536.34kg

1.3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： 15.08x0.24 x65=235.25Kcal
合计： 56606.88Kcal

1.3.2出塔氯气、凝结氯水带出热量

氯气： 12.458x8.254x33=3393.33Kcal
水蒸气： 72.94x611.7=7915.40Kcal
杂气： 15.08x0.24 x33=119.43Kcal
凝结氯水：66.46x1x38=2525.48Kcal
合计： 13953.64Kcal

1.3.3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=8530.65kg

1.3.4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 324164.62

56606.88-13953.64=42653.24
合计 ：338118.3
合计 ： 338118.3

1.4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=426.78 m3
平均重量流量：(979.12+912.53)/2=945.83kg
平均重度：945.83kg/426.78 m3=2.22 kg/ 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29462.06 Kcal,平均重量流量为930.34kg,平均体积为397.6 m3,平均重度为2.34 kg/ 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1-3 D=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/h
14187.45
16552.03
21872.32
气相体积, m3/h
6390.74
7455.87
9852.40
空塔气速, m/s
0.392
0.458
0.605

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：8.56 m2x15 =128.37 m3/h，此时的喷淋密度为：128.37/（2.4x2.4x0.785）=28.37 m3/ 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=160 m3/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/G
9.02
9.02
9.02
气相重量，kg/g
14187.45
16552.03
21872.32
喷淋量，m3/h
128
149.3
197.3
塔径，m
2.4
2.58
2.95

1.4.3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= -0.915 exp(-0.915)=0.1216
等式左边= lg[(uF2/9.81)x 146 x 0.00222x0.70160.2]= lg[0.03078 uF2]
0.03078 uF2=0.1216 uF = 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）。
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： uF2 φψ/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2 φψ/g(Vg/VL) μL0.2
= u空2应x（120x1/9.81）x0.00222x0.70160.2=0.02531 u空2
对于DN2400的塔，其阻力降见表1-5：
表1-5 DN2400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]1/2
0.425
0.425
0.425
u空2 φψ/g(Vg/VL) μL0.2
0.0039
0.0054
0.0092
每米填料阻力降
50Pa
75Pa
120Pa
6m填料阻力降
300 Pa
450Pa
720Pa
u空，m/s
0.392
0.458
0.605

1.4.5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/h
497
7455
8697.5
11493.1
出口体积，m3/h
356.57
5349
6240
8245.7
进口管径，m

0.51~0.57
0.55~0.62
0.63~0.71
出口管径，m

0.44~0.49
0.46~0.53
0.54~0.60

1.5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
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1-7 E701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
213.9
249.6
329.8

现有E701传热面积仅100 m2，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30000 Kcal/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
-3.0
98.33

-3.0
98.33

原有塔
2
氯气洗涤塔出口
-3.6
97.73
0.6
-4.43
96.9
1.43
原有塔
3
钛风机出口
~
~
~
15.57
116.90
-20
新置
4
钛冷却器出口
-3.8
97.53
0.2
15.27
116.76
0.14
另行设计
5
水雾捕集器出口
-4.3
97.03
0.5
14.67
115.93
0.83
另行设计
6
填料塔出口
-5.3
96.03
1.0
12.67
114.0
2.0
原有塔
7
泡罩塔出口
-10.5
90.83
5.2
2.67
104
10.0
原有塔
8
酸雾捕集器出口
-16.0
85.33
5.5
-3.33
98.0
6.0
另行设计
9
合计

13

20.33

2.1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，即可避免风机焚烧。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，对后续的设备有很大的影响。在目前尚无定论的情况下，后续设备如钛冷却器等，只能分别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

① 氯气进口温度 30℃
氯气进口压力 -3.6 KPa（97.73 KPa，A）
② 氯气出口温度 12℃
氯气出口压力 -3.8 KPa（95.53 KPa，A）97.53 KPa
③ 冷水进口温度 10.5℃
冷水出口温度 13.5℃

3A.2物料平衡

① 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
凝结氯水量为：12.94-3.41=9.53kg
由于凝结水量很小，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
1 CL2 884.51kg 12.458Kmol
2 H2O 12.94kg 0.72Kmol
3杂气 15.08kg 0.52Kmol
4冷水 2662.5kg

1 CL2 884.51kg 12.458Kmol
2 H2O 3.41kg 0.189Kmol
3杂气 15.08kg 0.52Kmol
4凝结水 9.53 kg
5冷水 2662.5kg
合计：3575.03 kg
3575.03 kg

3A.3热平衡

①进入热量：同洗涤塔出口。
②排出热量
CL2 12.458x8.214x12=1228Kcal
H2O 3.41x602.6=2054.9 Kcal
杂气 15.08x0.24x12=43.4 Kcal
凝结水 9.53x12=114.36 Kcal
合计 3440.66 Kcal
热交换量q=11428.16-3440.66=7987.4 Kcal
冷水量Wa=7987.4/3=2662.47 kg
③热量平衡表
表3-2负压流程热量平衡表 单位：Kcal
进入
排出
1 CL2 3393.33
2 H2O 7915.4
3 杂气 119.43
4 冷水 27955.94

1 CL2 1228
2 H2O 2054.9
3 杂气 43.4
4 凝结水 114.36
5 冷水 35943.34
合计：39384.04
39383.91

3A.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/hr
119811
139779.5
1477766.9
传热面积,m2
315
372
491.8
冷水循环量,m3/h
40
46.6
61.6

现有钛冷却器传热面积315m2,勉强能满足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

① 进口体积量：同钛冷却器出口
② 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/h
356.57
5349
6240
8245.7
出口体积,m3/h
319.9
4798.5
5598.3
7397.7
进口管径,m

0.44~0.49
0.46~0.53
0.54~0.6
出口管径,m

0.41~0.46
0.44~0.5
0.51~0.57

B正压流程（加钛风机）

3B.1工艺条件

① 氯气进口温度： 45℃
氯气进口压力： 15.57KPa(116.9 KPa,A)
② 氯气出口温度： 12℃
氯气出口压力： 15.277 KPa (116.6 KPa，A)
③ 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，则当别论。
② 排出物料
设出口氯气含水量Gb kg，1.402/116.9=（Gb/18）/(12.465+0.52+Gb/18)
解得Gb=2.843kg
凝结水量：12.94-2.84=10.1kg
表3-5正压流程物料平衡表
进入
排出
1. CL2 884.51kg 12.458Kmol
2. H2O 12.94kg 0.59Kmol
3. 杂气 15.08kg 0.52Kmol
4. 冷水 3227.4kg
1.CL2 884.51kg 12.458Kmol
2.H2O 2.84kg 0.158Kmol
3.杂气 15.05kg 0.52Kmol
4.冷凝水 10.1kg
5.冷水 3227.4kg
合计 4139.93kg
合计 4139.93kg

3B.3热平衡

① 进入热量：
CL2 12.458 x8.28x45=4641.85Kcal
H2O 12.94x616.8=7981.4 Kcal
杂气 15.08x0.24x45=162.86 Kcal
合计 12786.1 Kcal
② 排出热量
CL2 2.458x8.28x45=4641.85Kcal
H2O 12.94x616.8=7981.4 Kcal
杂气 15.08x0.24x45=162.86 Kcal
凝结水 10.1x12=121.2Kcal
合计 3104.01 Kcal
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.CL2 4641.85
2.H2O 7981.4
3.杂气 162.86 12786.11
4.冷水 33887.7
1.CL2 1228
2.H2O 1711.38
3.杂气 43.43 2979.78
4.冷凝水 121.2
5.冷水 43569
合计 46673.8
合计 46673.91

3B.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/hr
145231.5
169436.75
223898.6
传热面积,m2
245.7
286.65
378.79
冷水循环量,m3/h
48.4
56.5
74.6

由以上计算可以看出：
① 正压流程的钛冷却器传热面积小于负压流程。
② 经钛冷却器之后，负压流程和正压流程的氯气温度已基本相同，仅氯中含水量从理论上相差0.57kg/吨碱析氯。重量流量基本相同，而体积流量相去甚远。

3B.5体积流量及进出口管径

① 进口体积：同钛风机出口13.568x22.4x(318/273)x(101.33/116.9)=306.87
m3
② 出口体积：13.136x22.4x(285/273)x(101.33/116.16)=266.95 m3
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/h
306.87
4603.1
5370.2
7096.36
出口体积,m3/h
266.6
3999
4665.5
6165.1
进口管径,m

0.4~0.45
0.44~0.49
0.50~0.56
出口管径,m

0.38~0.42
0.41~0.45
0.47~0.52

4水雾捕集器与酸雾捕集器

水雾捕集器与酸雾捕集器均采用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。这里有2个问题出现：
① 过滤效率是否会降低，或者说在保证一定效率的前提下，最大允许流速是多少；
② 过滤阻力降问题。前者需由厂家给予答复，目前这2台捕集器都是按4200Nm3/h的体积流量设计的也就是仅有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可以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 对于相同介质、相同管材以及温度、压力变化不大的情况下，可以看作常数，于是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）
4798.5
5598.3
7397.7
过滤速度（m/s）
0.077
0.09
0.119
u2x103
5.97
8.127
14.191
动压比
1
1.361
2.377
水雾阻力降(KPa)
0.5
0.68
1.188
酸雾阻力降(KPa)
5.5
7.486
13.074

正压流程
气体流量（m3/h）
4004.3
4671.6
6173.2
过滤速度（m/s）
0.064
0.075
0.099
u2x103
4.158
5.659
9.88
动压比
0.696
0.948
1.655
水雾阻力降(KPa)
0.35
0.474
0.827
酸雾阻力降(KPa)
3.828
5.214
9.103
5填料干燥塔（C702）
系统简图如下：

A负压流程

5A.1工艺条件

① 进塔氯气温度： 12℃
进塔氯气压力： -4.3KPa(G)，97.03KPa(A)
② 出塔氯气温度： 20℃
出塔氯气压力： -5.3KPa(G)，96.03KPa(A)
③ 循环酸温度： 25℃
④ 循环酸平均浓度： 80% H2SO4
⑤ 循环酸重度： 1722kg/m3
粘度: 19.2x10-3 Pa.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，并不可避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分量的60%。泡罩塔除去总水分的40%，于是得到：
① 进塔气相组成
CL2 884.51kg 12.458Kmol
H2O 3.41kg 0.189Kmol
杂气 15.08kg 0.52Kmol
Σ 903kg 13.167Kmol
② 出塔气相组成
CL2 884.51kg 12.458Kmol
H2O 1.364kg 0.0758Kmol
杂气 15.08kg 0.52Kmol
Σ 900.95kg 13.054Kmol
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/m3

5A.3 空塔气速

对于现有塔径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/h
13529.7
15784.65
20858.29
体积流量,m3/h
4896
5712
7548
空塔气速
0.535
0.625
0.825

5A.4 液相（硫酸）喷淋密度、喷淋量及气液比

对于填充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5-2 Ф1800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/h
165312
192864
254856
体积流量，m3/h
96
112
148
喷淋密度，m3/m2*h
37.73
44.01
58.16

5A.5泛点气速及阻力降

① 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(uF 2/9.81x146x0.0016x9.20.2)= lg（0.043 uF 2 ）
0.043 uF 2=0.04272
uF =0.996=1.0m/s
② 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=0.0058
14万吨：0.020534x0.6252 =0.008
18.5万吨：0.020534x0.8252 =0.014
X轴L/G(V g/ 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：Pa

12万
14万
18.5万
每m阻力降
80
115
220
6m阻力降
480
690
1320

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

① 进塔氯气压力116KPa(A)；
② 出塔氯气压力116KPa(A)；
③ 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)=273 m3
出口体积：13.054x22.4x(293/273)x(101.33/114) =279 m3
平均体积：（273+279）/2=276 m3
平均气相重度：902/276=3.27kg/m3

5B.3空塔气速

表5-4 不同规模空塔气速 单位：Pa

12万吨
14万吨
18.5万吨
重量流量kg/h
13514.1
15766.45
20834.24
体积流量m3/h
4099.5
4782.33
6319.37
空塔气速
0.447
0.522
0.69

5B.4泛点气速

Vg/ VL =3.27/1722=0.0019
lg[(uF2/g] x(α/ε3) x (Vg/VL)x(μL0.2) ]
= lg[uF 2/9.81x146x0.0019x19.20.2]= lg[0.0513 uF2 ]
0.0942-1.75x（12.23）1/4（0.00191）1/8=-1.4021
lg（0.0513 uF 2 ）=1.4021
0.0513uF 2=0.0396 uF =0.87