氯氢处理设备能力核算概述

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：
CL2885kg 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：
CL2885-0.358=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
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
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
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，故用解读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。

1.4.3泛点气速
应用Bain-Hougen关联式计算
lg[(u F2/g)x (α/ε3) x (V g/V L)x(μL0.2)]=A-1.25(L/G)1/4[V g/V L]1/8
式中：
u F——泛点气速，m/s；
g——9.8m/s2；
α/ε3——干填料因子，146m-1；
V g——气相重度，2.22kg/m3；
V L——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；
V g/V L——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[(u F2/9.81)x 146 x 0.00222x0.70160.2]= lg[0.03078 u F2]
0.03078 u F2=0.1216 u F = 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) [V g/V L]1/2=9.02x[0.00222]1/2=0.4215
纵坐标：u F2φψ/g(V g/V L) 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
代替u F
空
u空2φψ/g(V g/V L) 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：
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）。

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Δt cp=2℃，传热系数K取1700Kcal/m2*h*℃
图1-2 氯水换热器示意图
传热面积F=1.15q/KΔt cp=1.15x42653.2/1720x2=14.26m2/吨碱
不同规模时，E701所需传热面积如下：
2
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
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）97.53KPa
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G a kg,则：
1.402/97.53=（Ga/18）/[1
2.458+（G a/18）+0.52]
解得G a=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
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W a=7987.4/3=2662.47 kg
③热量平衡表
3A.4 传热面积
图3-2负压流程钛冷却器热交换示意图
Δt2=16.5℃Δt1=1.5℃Δt cp=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/KΔt cp=1.15x7987.4/(70x6.26)=21m2
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
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(116.9KPa,A)
②氯气出口温度：12℃
氯气出口压力：15.277KPa (116.6KPa，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G b kg，1.402/116.9=（G b/18）/(12.465+0.52+G b/18) 解得G b=2.843kg
凝结水量：12.94-2.84=10.1kg
3B.3热平衡
①进入热量：
CL212.458 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
CL22.458x8.28x45=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:W b=9682.1/3=3227.37kg
表3-6 正压流程热平衡表单位:Kcal
3B.4传热面积
图3-3正压流程钛冷却器热交换示意图
Δt2=31.5℃Δt1=1.5℃Δt cp=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
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)=266.95m3
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
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
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
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：
5A.5泛点气速及阻力降
①泛点气速
lg[(u F2/g)x (α/ε3) x (V g/V L)x(μL0.2)]=A-1.25(L/G)1/4[V g/V L]1/8
式中：
u F——泛点气速，m/s；
g——9.8m/s2；
α/ε3——干填料因子，146m-1；
V g——气相重度，2.76kg/m3；
V L——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；
V g/V L——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(u F2/9.81x146x0.0016x9.20.2)= lg（0.043 u F2 ）
0.043 u F2=0.04272
u F=0.996=1.0m/s
②阻力降
查Echert关联图
y轴(u2/g)xΨФx(V g/V L)xµL0.2
式中：Ψ——液相重度调整系数,Ψ=V H2O/V L=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/V L)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
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)=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/m3
5B.3空塔气速
表5-4 不同规模空塔气速单位：Pa
5B.4泛点气速
V g/V L=3.27/1722=0.0019
lg[(u F2/g]x(α/ε3) x (V g/V L)x(μL0.2)]
= lg[u F2/9.81x146x0.0019x19.20.2]= lg[0.0513 u F2]
0.0942-1.75x（12.23）1/4（0.00191）1/8=-1.4021
lg（0.0513 u F2 ）=1.4021
0.0513u F2=0.0396u F=0.878m/s
5B.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=0.0117
X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时硫酸吸收水分的平衡线
表5-5硫酸吸收水分的平衡线
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.
①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
②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=H OG*N OG
式中:
Z——填料层高度，m；
H OG——传质单元高度，m；
N OG——传质单元数；
① H OG的计算
H OG=G/M/K G a=G/M/（K G//pa）
式中：
G/M——气相质量流速kg/m2*h；
G/M=G M/（0.785x1.82）
G M——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
硫酸对水的吸收速度：K//G=K0*W m
K0——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=0.01516
H OG=5310.7/（0.015x724x106.4）=4.6m
其他规模的传质单元高度计算如下
②OG 的求取
从操作线-平衡线图上查得
y1*=0.00031，y2*=0.000016
Δy1=y1- y1*=0.0152-0.00031=0.0149
Δy2=y2- y2*=0.0061-0.000016=0.0061
Δy m=Δy1-Δy2/ln（Δy1/Δy2）=(0.015-0.0006)/ln（0.015/0.006）=0.01
传质单元数N OG=（y1-y2）/Δy m =0.0152-0.0061/0.01=0.91
③填料层高度Z= H OG*N OG=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H OG=G/M/（K G″P*a）可以看出，
处在分母上的总压P大于负压流程，故计算可得的H OG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
现有设备填料层高度为6m,符合要求。

5.7传热计算
5.7.1硫酸稀释热的解读
① 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%，所吸收的水量为：
（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。

由于各种原因，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:3.91-3.41=0.5kg。

②泡罩塔自塔顶加98%的浓硫酸到塔底即稀释为88%，每千克硫酸（98%）在
泡罩塔中吸收水分为：（0.98/0.88）-1=0.1136kg；13.6kg硫酸共吸收水分：13.6x0.1136=1.55kg,占总水量的比值为：(1.55/3.91)x100%=39.5%，此值与设定的40%相近。

由于硫酸的浓度在泡罩塔中发生了明显的变化，所以泡罩塔中硫酸的稀释热应采用“积分稀释热”计算公式：
ΔH s=17.86n0/（n0+1.798）Kcal/molH2SO4=182.245 n0/(n0+1.798）Kcal/kgH2SO4
式中：n0为稀释终了时H2O与H2SO4的mol比。

对于98%的硫酸：n0=（2/18）/（98/98）=0.111
ΔH98=(182.245x0.111)/(0.111x1.798)=10.6Kcal/kg
对于88%的硫酸：n0=(12/18)/(88/98)=0.7424
ΔH88= 182.245x0.7424/(0.7424+1.798)=53.26Kcal/kg
硫酸自98%稀释到88%的积分稀释热
ΔH=53.26-10.6=42.66 Kcal/kgH2SO4
每吨烧碱耗酸13.6kg的稀释热
q1=42.66x13.6=580.18 Kcal/吨碱
③与泡罩塔不同，在填料塔中硫酸的循环量与所吸收的水分量相比，可视
为无穷大，即吸收水分量对硫酸的浓度变化影响甚微。

在此条件下，应用硫酸的“微分溶解热”计算更符合实际情况。

取填料塔硫酸平均浓度为82%，此浓度下微分溶解热为750 Kcal/kg 水汽，对于每吨烧碱
q2=750x（3.91-1.55）=1770 Kcal/吨碱。

5.7.2填料塔的热平衡
①进入热量
CL2 12.458x8.214x12=1228Kcal
H2O 3.41x602.6=2054.9 Kcal
杂气15.08x0.24x12=43.3 Kcal
硫酸稀释放热：1770 Kcal
循环酸带入热量：0.4x25xG Kcal
泡罩塔来酸：0.4x17x15=102 Kcal
Σ
入
：5198.2+10G
②排出热量
CL2 12.458x8.242x20=2053.6Kcal
H2O 1.364x608.2=829.6 Kcal
杂气15.08x0.24x20=72.38Kcal
循环酸带走热量：0.4x25.5xG Kcal
排放稀酸：0.4x17.046x25.5=102 Kcal
Σ
出
：3129.45+10.2G
解方程Σ
入=Σ
出
5198.2+10G=3129.45+10.2G G=10343.75kg
③填料塔的热平衡表和物料平衡表
表5-8 填料塔的热平衡表单位：Kcal
④循环酸的热交换量
q=105506.25-103437.5=2068.75 Kcal/吨碱
5.7.3硫酸冷却器（E703）
①硫酸冷却器的冷却温度T2
设经硫酸冷却器冷却的酸量占10%，经旁路直接进塔的酸量占90%。

填料塔排酸温度为25.5℃，填料塔进酸温度为25℃。

列方程：
0.9x25.5+0.1x T2=25 解得，T2=20.5℃
于是得到温度分布，如下图：
图5-2 硫酸冷却器热交换示意图
Δt1=12.5℃Δt2=10.5℃Δt cp=(12.5+10.5)/2=11.5℃
②传热面积
已知：热负荷q=2068.75 Kcal，取传热系数K=650 Kcal/m2*h*℃
传热面积：F=1.15q/KΔt cp=(1.15x2068.75)/(650x11.5)=0.32 m2/吨碱
硫酸冷却器的传热面积如下表：
表5-10 E703的传热面积
现有硫酸冷却器的传热面积为5 m2，尚可应付14万吨规模。

6泡罩塔
6.1工艺条件
6.1.1气、液相组成
①气相进塔组成
CL2884.51kg 12.485Kmol
H2O 1.364kg 0.076Kmol
杂气15.08kg 0.52Kmol
Σ900.95kg 13.054Kmol
②气相出塔组成
CL2884.51kg 12.485Kmol
H2O 0.045kg 2.5x10-3Kmol
杂气15.08kg 0.52Kmol
Σ899.64kg 12.978Kmol
③液相组成
进塔硫酸浓度98%（W），出塔硫酸浓度88%（W），平均浓度93%（W）。

6.1.2操作压力、温度及气液相负荷
A负压流程
①气相进塔压力-5.3 KPa（96.03 KPa，A）
出塔压力-10.5 KPa（90.83 KPa，A）
平均压力93.43KPa（A）
②气相进口温度20℃
出口温度20℃
平均温度20℃
③气相体积流量及重度
V进=13.054x22.4x(293/273)x(101.33/96.63)=331.15m3
V出=12.978x22.4x(293/273)x (101.33/90.83)=348.07m3
平均流量(331.15+348.07)/2=339.61 m3
平均重度900.3/339.6=2.651kg/m3
④气相负荷
表6-1负压流程气相负荷
B正压流程
①气相进塔压力12.67 KPa（114KPa，A）
出塔压力 2.67 KPa（90.83 KPa，A）
平均压力109KPa（A）
②气相进口温度20℃
出口温度20℃
平均温度20℃
③气相体积流量及重度
V进=13.054x22.4x(293/273)x(101.33/114)=278.95m3
V出=12.978x22.4x(293/273)x (101.33/104)=303.99m3
平均流量(278.95+303.99)/2=291.47m3
平均重度900.3/291.47=3.089kg/m3
④气相负荷
表6-2正压流程气相负荷
因为正压流程的气相流量小于负压流程，所以在下面的计算中，作为设备能力核算，凡是负压流程能够适应的设备，正压流程必定能够适应（不考虑设备的机械强度、受压等级等），故对正压流程的情况不再单列计算。

C液相负荷及其物性
①液相负荷
取硫酸实际消耗量：13.6kg/吨碱。

在平均浓度下的重量为：
G L =(13.6x0.98)/0.93=14.33kg V L =14.33/1.828=7.84L
② 液相温度及物性
硫酸进塔温度：20℃（塔顶） 循环酸进塔温度：15℃（底层） 循环酸出塔温度：17℃
表6-4液相温度及物性
6.2物料平衡及热平衡
6.2.1进入物料带入热量
CL 2：12.458x8.242x20=2053.6Kcal H 2O ： 1.364x608.2=829.6 Kcal 杂气：15.08x0.24x20=72.38Kcal 98%硫酸： 13.6x0.32x20=87.04Kcal
循环酸：Gx0.36x15=5.4G Kcal （设循环酸量为G ） 稀释热：580.18 Kcal （计算见填料塔一章） Σ ：3622.6+5.4 G Kcal 6.2.2
排出物料带走热量
CL 2：12.458x8.242x20=2053.6Kcal H 2O ： 2.5x10-3x606=1.5 Kcal 杂气：15.08x0.24x20=72.4Kcal 循环酸：Gx0.36x17=6.12G Kcal 排放酸：（13.6+1.364）x0.39x17=99.2Kcal Σ ：2226.7+6.12 G Kcal 列热平衡方程，
3622.6+5.4 G=2226.7+6.12 G 解得：G=1939kg
6.2.3物料及热量平衡表
表6-5 泡罩塔物料及热量平衡表
6.3传质计算——理论板数
①绘制硫酸- H2O的平衡线。

②绘制操作线
气相组成变化：y1=0.0758/12.458=6.08x10-3mol H2O /mol CL2
y2=2.5x10-3/12.458=2.0x10-4mol H2O /mol CL2
液相组成变化：x1=(12/18)/(88/98)=0.742mol H2O /mol CL2
x2=(2/18)/ (98/98)=0.11mol H2O /mol CL2
用图解法得出理论塔板数为 1.15，取塔板效率为50%，则实际塔板数为：1.15/0.5=2.3块，取整数为3块。

现有设备实际为5块。

6.4流体力学计算
现有泡罩塔直径为φ1600，拟扩径φ1800，按照14万吨能力核算。

6.4.1塔径计算[资料＜4＞P13-160]
①泡罩塔尺寸的选定
据资料＜4＞13.10.3节所述，直径1m至3m的塔径选用DN100泡罩，但现有设备选用DN150泡罩，故不再变动。

②计算最少泡罩数
公式（10-5）：V m=1.69mF4{h[(V L-V V)/ V V]}1/2
式中：
V m——满负荷气量，m3/s；
F4——每个泡罩的齿缝总面积,查图（规范）得F4为102.5x10-4 m2；
h——齿缝高度，35 x10-3m；
V L——气相高度，2.664kg/ m3；
V V——液相高度，1809.1 kg/ m3；
代入公式（10-5）得：
14万吨时
m= V m/1.69F4{h[(V L-V V)/ V V]}1/2=1.708/1.69x102.510-4{35 x10-3 [(1828-2.65)/ 2.65]}1/2=20个
18万吨时
m=2.257/1.69x102.510-4{35 x10-3 [(1828-2.65)/ 2.65]}1/2=26.5个
现有设备；泡罩数为34个，应能满足要求。

③所需鼓泡面积及塔径
公式（10-18）：A a= A a/ A c*m* A c/
式中：
A a/ A c——鼓泡面积与泡罩面积之比；
查图（10-4），取t/d=0.195/0.156=1.234，A a/ A c=1.68
A c/——1个泡罩的面积，（规范）为221 x10-4 m2；
m——泡罩数，为34；
代入公式（10-18）：A a=1.68x34x221 x10-4 =1.262
鼓泡面积为塔截面积的65%，则：塔径D=[1.262/（0.65x0.785）]1/2=1.57m,圆整为1.60m。

若取m=44（根据其他厂家经验，尽管34m泡罩已足够，但很多厂家取44），则A a=1.68x44x221 x10-4=1.6336, D=[1.6336/（0.65x0.785）]1/2=1.789m,圆整为1.800m。

6.4.2板面布置
①确定流型及溢流堰尺寸
按照现有设备结构，确定为单流型，园形溢流堰。

具体尺寸如表：
按照设计要求，液体在降液管中的停留时间
τ=A f H T/L S≥3~5s
式中：
H T——板间距，0.65m；
A f——降液管截面积，m2；
L S——液相流量，m3/s；
二层及二层以上塔板的降液管停留时间
τ2=[（0.063-0.004x2）2x0.785x0.65]/(3.98x10-5)=38.8s＞5s
一层塔板降液管停留时间τ1=[（0.16-0.008x2）2x0.785x1.533]/[（12/3600）
+3.98x10-5)=7.4s＞5s
式中一层液相体积流量是按照现有硫酸循环泵12 m3/s加上层塔板流下酸的和来计算的。

计算结果降液管直径尚可。

14万吨时，硫酸循环量应为19 m3/h,
τ1/=[（0.16-0.008x2）2x0.785x1.533]/[（19/3600）+(3.98x10-5)]=4.7s，小于5s。

尚在允许范围内，但能力提到18.5万吨时，硫酸循环量应为25 m3/h,
τ1=[（0.16-0.008x2）2x0.785x1.533]/[（25/3600）+(5.26x10-5)]=3.6 s <5s，
即一层降液管截面积不够，应改为φ200x10的管。

τ1/=[（0.2-0.01x2）2x0.785x1.533]/[（25/3600）+(5.26x10-5)]=5.57s，
同时，圆形溢流堰也需相应加大。

②板面排列
i采用正三角形排列；
ii中心距1.25~1.5D（原设计195）；
iii泡罩列7排，44个；
6.4.3确定堰高
①计算齿缝开度
公式（10-6），h s3/2=V s h/1.69mF4{h[(V L-V V)/ V V]}1/2
式中：
h s——齿缝开度，m；
Vs——气体流量m3/s；
原设计m=34,齿缝开度为
h s3/2=(1.708x35x10-3)/{1.69x34x102.5x10-4x [(1828-2.65)/2.65]1/2}
=3.8978x10-3
hs=0.0248m=24.8mm
若按m=44计
3/2=(1.708x35x10-3)/{1.69x44x102.5x10-4x[(1828-2.65)/2.65]1/2}
h
s
=3.00x10-3
hs=0.021m=21mm
18.5万
hs3/2=(2.257x35x10-3)/{1.69x44x102.5x10-4x [ (1828-2.65)/2.65]1/2} =3.97x10-3
hs=0.025m=25mm
可见m增加后齿缝开度减少 3.8mm,相应地每层塔板的阻力降也减少了
3.8mm液柱（约60pa）。

②计算堰上液层高度how
公式7-5，堰上液层高度how=0.14(L/D)0.704
式中：L——液流量m3/h，2层以上取0.143，1层取12+0.143=12.143；
d——圆形溢流堰直径mm，二层以上d=90-4.5 =85.5,一层d=225-7=218；
代入计算how
二层以上how2=0.14x(0.143/85.5)0.704=1.55x10-3m=1.55mm
一层：how1=0.14x(12.143/85.5)0.704=0.0183m=18.3mm
14万吨时硫酸循环量19m3/h，how= (19/218)0.704=0.0253m=25.3mm <218/6
18.5万吨时硫酸循环量25m3/h，how= 0.14*(25/218)0.704=0.0306m=30.6mm <218/6
how2=1.55<85.5/6=14.25，how1=18.3<218/6=36.3
均符合“防止带沫液体进入圆形管口产生腾组现象”的要求。

③计算静液封h ss及堰高h w
i 初选动液封h ds/
一般常压塔动液封h
为25-50mm,真空塔为12-40mm,本泡罩塔为负压
ds
（91.98KPa，A）操作，但仍属于常压范围，故选动液封为d ds =32mm。

ii 静液封h ss=h ds/-h ow
对于二层以上塔板h ss=32-1.55=30.45mm
一层塔板h ss=32-18=14mm
h ss=静液封=堰高减齿顶高
h ds=动液封=静液封+堰上液层高
图
6-2动、静液封
示意图
iii 堰高h w
h w=h T+h r
+h+h ss
式中：
H T—
—泡罩下沿
距塔板高度，
10mm；
h r—
—泡罩帽沿圈高度，5mm；
h——齿缝高35mm；
h ss——静液封，一层：14mm；2-5层：30.45mm；
计算堰高：
二层以上：h w=10+5+35+30.45=80.45
一层：h w=10+5+35+14=64
(原设计实际堰高1-5层都是67mm)
6.4.4液面梯度及动液封
①液面梯度Δ（查图10-7）
横坐标为单位塔径的液流量L/D：
2层以上塔板L=0.143m3/h
D=1.6 L/D=0.143/1.6=0.09
D=1.8 L/D=0.143/1.8=0.08
一层塔板L=12.143 m3/h(现有硫酸循环泵流量)
D=1.6 L/D=12.143/1.6=7.59
D=1.8 L/D=12.143/1.8=6.75
从图中可以看出L/D<3时，液面梯度可以不考虑，即Δ≈0，即2-5层塔板的液面梯度Δ≈0，而底层塔板有循环酸存在，液相量大大增加，查图10-7，当L/D=6.75,h w=70,h
=10时，每排泡罩的液面梯度Δ0/r=0.6mm(未校正的),7
T
排泡罩共计：Δ0=7x0.6=4.2mm,再根据动能因数进行校正：
F/=1.05V S（V V）1/2/D2
=1.05x1.708x（2.664）1/2/1.62
=1.14
查图10-7得校正系数:Δ/Δ0=1.1,
Δ=1.1Δ0=1.1x4.2=4.6mm,即底层塔板液面梯度为4.6mm。

14万吨/年时硫酸循环量为19m3/h，计算此时的液面梯度
L/D=19/1.8=10.6 h w=70 h T=10
查图10-7得，Δ0/r=1mm，Δ0=7*1=7mm
F/=1.05x1.708x(2.664)1/2/1.82 =0.903
校正系数:Δ/Δ0=0.9,
Δ=0.9Δ0=0.9x7=6.3mm,即底层塔板的液面梯度在硫酸循环量增大到19m3/h时，将增加到6.3mm。

②动液封
动液封等于静液封加堰上液面高度再加液面梯度的2分之一，即d ds=
h ss+h ow+Δ/2，而静液封h ss又等于堰高减齿高，即h ss=h w-(h+h r+h t)。

对于定
型的泡罩（h+h r+h T）是定值，例如DN150的泡罩，h+h r+h T=35+10+5=50mm。

现有的泡罩塔，堰高均为67mm,一层塔板的堰上液层高18.3mm,液面梯度的1/2为4.6/2=2.3mm。

一层塔板的动液封hds1等于：h ds1=67-50+18.3+2.3=37.6mm
2-5层塔板堰上液层高度1.55mm，液面梯度为0，动液封h ds2等于
h ds2=67-50+1.55+0=18.55mm
常压泡罩塔的动液封应为25~50mm,本塔虽为负压操作，但仍属于常压范围。

从现有泡罩塔的动液封高度来看，除一层塔板外，其他2、3、4、5层塔板的动液封均偏低。

建议新设计的泡罩塔改变溢流堰高度：一层塔板减到62mm,2-5层提高到80mm.这样在现有产量下，一层塔板动液封为
d ds1=62-50+18.3+2.3=32.6mm ,2~5层塔板动液封变为：
d ds2=80-50+1.55+0=31.55mm，产量增加到14万吨时，硫酸循环量增加到
19m3/h：
一层动液封：d ds1=62-50+25.3+3.15=40.45mm
2~5层动液封：d ds2=80-50+1.58+0=31.58mm
6.4.5塔板压降hp
塔板压降，公式10-9，h p=h L+h s+h c
式中：
h L——穿过液层压降，m；
h s——穿过齿缝压降，m；
h c——泡罩局部阻力，m；
(包括升气管、回转道、环形空间等)
①局部阻力h
c
h c=K c x（V v/V L）x[Vs/（mF1）]2
式中：F1——升气管面积73.05x10-4m2；
K C——阻力系数取0.3；
代入：当m=34
h c=0.3x(2.664/1809.1)x[1.708/(34x73.05x10-4)]2=0.0209m=20.9mm
当m=44
h c=0.3x(2.664/1809.1)x[1.708/(44x73.05x10-4)]2=0.01247m=12.5mm
增加泡罩后h c减少7.2mm
②穿越液层压降h l
h l=βh ds
式中:
h ds——动液封(mm),数据如下：
按实际堰高67mm计算（初选值）2层以上动液封 18.55 25
1层动液封 37.625
β——充气系数，为气相动能因数F b的函数；
充气系数β的计算
i动能因数F b=W b（V V）1/2
式中：W b——按液流面积计算A b之气速m/s(V S=1.708m3/s) ii A b=A t-2A f
A t——全塔截面积φ1600,φ1800；
A f——降液管面积，按φ63x4计；
对于φ1600塔：
A b=（1.62 -2x0.0632）x0.785=2m2
W b=1.708/2=0.854m/s
F b=0.854x(2.664)1/2=1.394≈1.4
对于φ1800塔：
A b=（1.82 -2x0.0632）x0.785=2.538m2
W b=1.708/2.538=0.673m/s
F b=0.673x(2.664)1/2=1.098≈1.1
查图10-6得到充气度β之值：
对于Φ1600塔：β=0.61；对于Φ1800塔：β=0.635
穿越液层阻力h l
对于Φ1600塔: 二层h l=0.61x18.55=11.32
一层h l=0.61x27=16.47
对于Φ1800塔: 二层h l=0.635x18.55=11.78
一层h l=0.635x27=17.15
③穿越齿缝压降,即齿缝开度h s
当m=34时，h s=24.8mm
当m=42时，h s=21.5mm
当m=44时，h s=21mm
通过以上计算，可以看出当塔径由1600扩大到1800，泡罩数由34个增加到44个之后，由于泡罩齿缝开度的降低和局部阻力的减少，使整个塔的阻力降减少0.3~0.4KPa.另外，据了解上海氯碱的泡罩塔为Ф2000，44个泡罩，氯中含水在20ppm左右，阻力降3~4kpa，而其堰高为85mm,比我厂现有泡罩塔堰高（67mm）高出18mm.
增加堰高，可使气液接触更好，提高塔板效率，也就是提高干燥效果，降低氯中含水。

当然堰高增加后，使静液封、动液封相应提高，气体穿越液层阻力提高。

但权衡利弊，通过扩大塔径、增加泡罩数来抵消堰高增加所带来的阻力，以取得干燥效果的提高还是可行的（见表6-7）。

表6-7 泡罩塔的阻力降
6.4.6气相分布
由于泡罩干燥塔的液流量并不很大，故液面梯度也不大，在底层有循环酸的情况下也不过3mm，2~4层则忽略不计。

因此，液面梯度对气相分布的影响也可忽略不计。

各排泡罩之间的气相通量可以认为是一致的。

但仍应要求塔板的水平度误差不超过6mm。

6.4.7塔板间距
降液管内清液层高度计算
公式7-8，H d=h w+h ow+Δ+h d+h p
式中：H d——降液管中清液层高度，m；
h d——液相流出降液管的局部阻力，m；
其他各项已算出：
h w——堰高，取0.08m；
h ow——堰上液流高度，取0.01m(底层)；
Δ——液面梯度，取0.003m；
h p——塔板压降，取0.06m；
计算h d：
h d=0.153x(L s/L w h0)2
式中:
l w——降液管周长，（0.063-0.004）x3.14=0.185m；
h0——降液管底与下一层板的间距，取0.02m；
代入
h d=0.153x[(3.98x10-5)/(0.185x0.02)]2=1.77x10-5m=0.017mm
H d=0.08+0.01+0.003+0.06+1.77x10-5=0.153m
根据公式7-8的要求（H T+h w）≥H d/Ф,即H T≥H d/Ф-h w
H T——板间距,0.65m,Ф——泡沫层相对比重取0.3；
H d/Ф=0.153/0.3-0.08=0.43
0.65>0.43
故板间距0.65m满足设计要求。

6.4.8雾沫夹带量
应用图10-8雾沫夹带量曲线
横坐标W G/S
W G——液层上部气体流速m/s
W G=V s/（A t-A f）=1.708/(1.82-0.0632)x0.785=0.672m/s
S——鼓泡层顶部与上层塔板距离，m；
S=H T- h f
式中：
h f——鼓泡层高度，m；
h f=0.0432F b2-1.89h w-0.0406
式中：
F b——气相动能因数，φ1800塔为1.1；
h f=0.0432x1.12-1.89x0.08-0.0406=0.163m
S=0.65- 0.163=0.487 m
W G/S=0.672/0.487=1.375
查图10-8，横坐标W G/S=1.375，得纵坐标e v*σ=0.1，雾末夹带量e v =0.1/σkg/kg气
当σ——硫酸的表面张力等于60.72dyn/cm时，e v=0.1/60.72=0.00165 kg/kg气，而当氯气量V=15734.43kg/h(14万吨)时，雾沫夹带量，e v/ =15734.3x0.00165=25.91kg/h。

6.4.9泪孔数（排液孔）
按照公式（10-4），T=1.5n(h w)1/2/A w
式中：
T——积液排空时间，h；H——塔板数，5块；
h w——堰高，取0.08m；A w——排液孔面积cm2/m2；
原设计排液管为φ25x2.5，对于φ1800塔：
A w=[（2.5-2x0.25）2x0.785]/(1.82x0.785)=4/3.24=1.23 cm2/m2，处于1.0~3.0 cm2/m2之间，符合要求。

排液时间：T=1.5x(0.08)1/2/1.23=1.725h,为1小时43分。

6.4.10操作负荷允许上、下限
①气相脉动线，即最低气相负荷
V s=1.69（F4/ h）h s3/2 [(V L-V V)/ V V] 1/2
取最低齿缝开度10mm，代入
V s=1.69x44x102.5x10-4 x 0.013/2 [(1809.1-2.664)/ 2.664] 1/2 /0.035
=0.567 m3/s=2041.5 m3/h
此时的产量相当于2041.5/351.35x8000=4.65万吨NaOH/年。

②欹流线b
因液面梯度过大而产生的各排泡罩气量不均匀现象。

此时液面梯度
Δ=0.5（h c+h s）=0.5x(0.015+0.021)=0.0168m=16.8mm 实际液面梯度仅3.1mm，在欹流线以上，应无问题。

6-3
③锥流线 c
因液流量
太小或液封不
够造成气液接
触不良，影响
塔板效率。

一
般要求液封深。