烧碱装置氯气、氢气处理工序初步设计

第一篇氯气处理
目录
第一篇氯气处理 1
第一章总论 1 一概述 1 二氯气处理的任务和方法 1 三工艺流程简介 2
第二章氯气工艺计算4一氯气处理工艺流程 4 二计算依据 4 三工艺计算 5 （一）第一钛冷却器 5 （二）第二钛冷却器 8 （三）硫酸干燥塔Ⅰ（填料塔） 10 （四）硫酸干燥塔Ⅱ（泡罩塔） 11 第三章主要设备设计及选型13一第一钛冷却器 13 二第二钛冷却器 20 三硫酸干燥塔Ⅰ（填料塔） 25 四硫酸干燥塔Ⅱ（泡罩塔） 27 五除沫器 28 第二篇氢气处理29
第一章总论29
一概述 29 二氢气处理工艺流程确定 30 第二章工艺计算31 一氢气处理工艺流程 31 二计算依据 31 三工艺计算 32 （一）一段洗涤冷却塔 32 （二）二段洗涤冷却塔 34 第三章主要设备设计及选型36一一段洗涤塔 36 二二段洗涤塔 37 三主要管径 38 四氢气输送设备 39 五水输送泵 39 六液封循环水池 39 七氢气缓冲罐 39 主要设备一览表40
设计评述41
参考文献42
第一篇氯气处理
第一篇氯气处理
第一章总论
一. 概述
1. 氯气
，分子量70.906，常温下，氯是黄绿色，具有使人窒息气味的气体，氯气Cl
2
有毒。

氯气对人的呼吸器官有强烈的刺激性，吸入过多时还会致死。

氯气比空气重，约为空气的2.5倍。

氯气能溶于水，但溶解度不大，温度越高氯气在水中的溶解度越小。

氯气溶于水同时与水反应生成盐酸和次氯酸，因此氯水具有极强的腐蚀性。

氯气在四氯化碳，氯仿等溶剂中溶解度较大，比在水中的溶解度约大20倍。

工业上利用氯气在四氯化碳中有较大溶解度这一特点，用四氯化碳吸收氯碱厂产生的所有废氯，然后再解吸回收氯气。

氯气的用途极为广泛，重要用途如：杀菌消毒、漂白及制浆、冶炼金属、制造无机氯化物、制造有机氯化物及有机物。

2. 氯碱工业在国民经济中的地位
食盐电解联产的烧碱、氯气、氢气，在国民经济的所有部门均很需要，除应用于化学工业本身外，有轻工、纺织、石油化工、有色金属冶炼和公用事业等方面均有很大用途，作为基本化工原料的“三酸二碱”中，盐酸烧碱就占了其中两种，而且氯气和氢气还可进一步加工成许多化工产品。

所以氯碱工业及相关产品几乎涉及到国民经济及人民生活的各个领域。

3. 氯碱工业的特点
氯碱工业的特点除原料易得、生出流程短外，主要还有三个突出问题:能量消耗大；氯与碱的平衡；腐蚀和污染。

二. 氯气处理的任务和方法
从电解槽出来的湿氯气，一般温度较高，并伴有大量水蒸汽及盐雾等杂质。

这种湿氯气，对钢铁及大多数金属有强烈的腐蚀作用，只有某些金属材料或非金属材料在一定条件下，才能耐湿氯气的腐蚀。

例如金属钛，聚氯乙烯、酚醛树脂、陶瓷、玻璃、橡胶、聚酯、玻璃钢等因而使得生产及运输极不方便。

但干燥的氯气对钢铁等常用材料的腐蚀在通常情况下时较小的，所以湿氯气的干燥时生产和使用氯气过程中所必须的。

氯气干燥前通常先使氯气冷却，使湿氯气中的大部分水蒸汽被冷凝除去，然后用干燥剂进一步出去水分。

干燥后的氯气经过压缩，再送至用户。

在不同的温度与压力下气体中的含水量可以用水蒸汽分压来表示。

在同一压
力下，温度愈高，含水量愈大。

其水蒸汽分压也就愈高。

为了使氯气能用钢铁材料制成的设备及管道进行输送或处理，要求氯气的含水量小于0.05%（如果用透平压缩机输送氯气，则要求含水量小于100ppm）。

因此必须将氯气中的水分进一步除去。

在工业上，均采用浓硫酸来干燥氯气，因为浓硫酸具有：（1）不与氯气发生化学反应；（2）氯气在硫酸中的溶解度小；（3）浓硫酸有强烈的吸水性；（4）价廉易得；（5）浓硫酸对钢铁设备不腐蚀；（6）浓硫酸可以回收利用等特点，故浓硫酸时一种较为理想的氯气干燥剂。

当温度一定时，硫酸浓度愈高、其水蒸汽分压愈低；当硫酸浓度一定时，温度降低，则水蒸汽分压也降低。

也就是说硫酸的浓度愈高、温度愈低，硫酸的干燥能力也就愈大，即氯气干燥后的水分愈少。

但如果硫酸的温度太低的话，则硫酸与水能形成结晶水合物而析出。

因此原料硫酸与用后的稀硫酸在储运过程中，尤其在冬季必须注意控制温度和浓度，以防止管道堵塞。

硫酸浓度在84%时，它
的结晶温度为+8℃，所以在操作中一般将H
2SO
4
温度控制在不低于10℃。

此外，
硫酸与湿氯气的接触面积和接触时间也是影响干燥效果的重要因素。

故用硫酸干燥湿氯气时，应掌握以下几点：（1）硫酸的浓度，（2）硫酸温度，（3）硫酸与氯气的接触面积和接触时间。

生产中使用的氯气还需要有一定的压力以克服输送系统的阻力，并满足用户对氯气压力的要求。

因此在氯气干燥后还需用气体压缩机对氯气进行压缩。

综上所述，氯气处理系统的主要任务是：
1．氯气干燥；
2. 将干燥后的氯气压缩输送给用户；
3. 稳定和调节电解槽阳极室内的压力，保证电解工序的劳动条件和干燥后的
氯气纯度。

三．工艺流程简介
1 氯处理工艺
根据氯处理的任务氯处理的工艺流程包括氯气的冷却、干燥脱水、净化和压缩、输送几个部分。

⑴氯气的冷却
氯气的冷却因方式的不同，可分为直接冷却、间接冷却和氯水循环冷却三种流程。

直接冷却流程：工艺设备投资少，操作简单，冷却效率高，但是，此流程排出的污水含有氯气，腐蚀管路，污染环境，同时使氯损失增大，且耗费大量蒸汽。

间接冷却流程：操作简单，易于控制，操作费用低，氯水量小，氯损失少，并能节约脱氯用蒸汽。

冷却后氯气的含水量可低于0.5％。

氯水循环冷却流程：冷却效率高，操作费用低于直接冷却法，高于间接冷却法，投资比前者告而低于后者。

缺点是热交换器所用冷却水温度要求低于15℃，因此需要消耗冷冻量并需增设氯水泵、氯水循环槽使流程复杂化。

⑵氯气的干燥
氯气干燥时均以浓硫酸为干燥剂，分为填料塔串联硫酸循环流程和泡沫塔干燥流程。

填料塔串联硫酸循环流程：该流程对氯气负荷波动的适应性好，且干燥氯气
第一篇氯气处理
的质量稳定，硫酸单耗低，系统阻力小,动力消耗省。

但设备大，管道复杂，投资及操作费用较高。

泡沫塔干燥流程：此流程设备体积小，台数少，流程简单，投资及操作费用低。

其缺点时压力降较大，适应氯气负荷波动范围小，塔板易结垢，同时由于塔酸未能循环冷却，塔温高，因此出塔氯气含水量高，出塔酸浓度高故酸耗较大。

⑶氯气的净化
氯气离开冷却塔，干燥塔或压缩机时，往往夹带有液相及固相杂质。

管式、丝网式填充过滤器是借助具有多细孔通道的物质作为过滤介质，能有效地去除水雾或酸雾，净化率可达94％－99％，而且压力降较小，可用于高质量的氯气处理。

2 工艺流程的确定
氯处理工艺流程
根据以上各流程的优缺点最后确定氯气处理工艺流程如下：两段列管间接冷却，硫酸干燥塔（填料塔），硫酸干燥塔（泡罩塔）串联干燥流程。

此工艺效果好，氯气输送压力大，设备少，系统阻力小，操作稳定，经济性能优越。

第二章氯气工艺计算
一.氯气处理工艺流程
氯气处理工艺流程见下，据此进行物料衡算和热量衡算。

图2-1 氯气处理工艺流程图
湿氯气由电解到氯处理室外管道，温度由85℃降至80℃后进入氯处理系统，有部分水蒸气冷凝下来，并溶解氯气。

进入第一钛冷却器冷却至46℃，再经过二钛冷却器冷却至18℃。

然后进入一段硫酸干燥塔，用80％硫酸干燥脱水，出塔硫酸浓度降到60％，出塔气体最后进入二段硫酸干燥塔，用98％硫酸干燥脱水，出塔硫酸浓度降到75%,此时出塔的气体含水量以完全满足输送要求，经除沫器进入透平式氯压机，经压缩后送至用户。

二 .计算依据
1．生产规模：200kt/a100%NaOH；
2．年生产时间（按年工作日330天计算）：330×24=7920小时；
3．计算基准：以生产1t100%NaOH为基准；
4．来自电解工序湿氯气的工艺数据见下表：
第一篇 氯气处理
三. 工艺计算
（一）第一钛冷却器
1．计算依据
⑴假设湿氯气经电解到氯处理室，温度由90℃降至80℃，进入氯处理系统。

⑵电解氯气经一段洗涤塔冷却，温度从80℃降至46℃。

⑶由资料查知相关热力学数据：
氯气在水中溶解度：80℃: 0.002227 kg/kgH 2O
56℃: 0.00355 kg/kgH 2O
水蒸汽分压： 80℃: 45.77kPa
46℃: 10.1104kPa
水的比热： 50℃: 4.1868J/(g·℃)
25℃: 4.1796 J/(g·℃)
2．物料衡算
⑴设管路中冷凝下来的水量为W 1kg ，因氯气在水中的溶解度很小，其溶液可
视为理想溶液。

由于系统总压为－98.07pa ，所以计算时可视为101.227kpa 。

由道尔顿分压定律得：P 水/P 总=n 水/n 总
227.10177.4518
W131********.002227W1-88518W1
310=-++- 解得W 1=117.097kg
故溶解的氯气量：0.002227×117.097=0.26kg
氯水总重量：117.097+0.26=117.357kg
由上述计算得知，进入第一钛冷却器的气体组分为：
氯气 885－0.26=884.74kg
水蒸气 310－117.097=192.903kg
不凝气体 15kg
⑵氯气在一段钛冷却器中温度从80℃降至46℃
设在第一钛冷却器中冷凝的水量为W 2kg ，其阻力降为35×9.81pa （35mmH 2O ），则出口氯气的总压为-40×9.81Pa
P 总=101.227－35×9.81×10-3=100.933 kpa 根据道尔顿定律有：933.1001104
.1018
W2903.1922915710.00355W2-884.7418W2
903.192=-++-
解得：W 2=166.946kg
溶解氯气的量为：166.946×0.00355=0.593kg
氯水总重量为：166.946+0.593=167.539kg
因此出第一钛冷却器的气体组分为：
氯气 884.74－0.593=884.147kg
水蒸气 192.903－166.946=25.957kg
不凝气体 15kg
⑶物料衡算表
a.以生产1t100%NaOH 为基准
b.总物料衡算
第一篇氯气处理
3．热量衡算
⑴气体带入热量
a.氯气带入热量：Q
1
=884.74/71×8.364×80×4.1868=34909kJ
b.水蒸气带入热量：Q
2
=192.903×631.4×4.1868=509948kJ
c.不凝气体带入热量：Q
3
＝15×0.244×4.1868×80＝1226kJ
d.氯气溶解热：Q
4
＝0.593/71×22090＝185kJ
ΣQ=34909+509948+1226+185=546268kJ
⑵气体带出热量
a.氯气带热量：q
1
＝884.147/71×8.2902×46×4.1868＝19883kJ
b.水蒸气带热量：q
2
＝25.957×617.42×4.1868＝67099kJ
c.不凝气体带出热量：q
3
＝15×0.2426×4.1868×46＝701kJ
d.氯水带出热量：q
4
＝167.539×4.1828×56＝39244kJ Σq＝19883＋67099＋701+39244＝126927kJ
⑶冷却水用量
冷却水采用工业上水，设进口温度t
1＝20℃，出口温度t
2
＝30℃。

定性温度:
T =（t
2＋t
1
）/2
=（20＋30）/2 =25℃
Q =W
C C
PC
(t
2
－t
1
) (2—1)
其中，Q——传热速率，W
W
C
——流体质量流量，kg/s
C
PC
——流体比热容，kJ/(kg•℃) t——温度，℃。

则第一钛冷却器用水量为：
W C1=Q/ C
PC
(t
2
－t
1
)
=
)
20
30
(
1796
.4
126927 546268
-
-
=10032 kg/t100％NaOH
冷却水带入热量：10032×4.1796×20＝838595kJ 冷却水带出热量：10032×4.1796×30＝1257892kJ ⑷第一钛冷却器热量衡算表
（二）第二钛冷却器
1．计算依据
⑴电解氯气经二段洗涤塔冷却，温度从46℃降至18℃。

⑵氯水温度为20℃。

⑶出口氯气总压力为-100×9.81pa （－100 mmH 2O ）。

⑷由资料查得相关热力学数据如下：
氯气在水中溶解度：20℃: 0.00729 kg/kgH 2O
氯气比热容：18℃: 8.227 kcal/(mol·℃)
水蒸气分压：18℃: 2.0776kPa
水蒸气热焓：18℃: 605.34kcal/kg
不凝气体比热：18℃: 0.2418kcal/(kg·℃)
水的比热： 6℃: 4.1999 J/（g •℃）
2．物料衡算
⑴设在第二钛冷却器总冷凝水量为W 3kg ，其阻力降为60×9.81pa （60 mmH 2O ）， P 总=100.933－60×9.81×10-3=100.344 kpa 则由道尔顿定律有：344.1000776.218
W3957.252915710.00729W3-884.14718W3
957.25=-++- 解得W 3=19.608kg
溶解氯气量：19.608×0.00729=0.143kg
氯水总量：19.608+0.143=19.751kg
因此出第二钛冷却器的气体组分为：
氯气 884.147－0.143=884.004kg
水蒸气 25.957－19.608=6.349kg
不凝气 15kg
⑵物料衡算表
a.以生产1t100%NaOH 为基准
b.总物料衡算
第一篇氯气处理
3．热量衡算
⑴气体带入热量
若不考虑管道散热，则物料带入热量等于物料出一段钛冷却器的热量，即
a.氯气带入热量：Q
5
=19883kJ
b.水蒸气带入热量：Q
6
=67099kJ
c.不凝气体带入热量：Q
7
＝617kJ
d.氯气溶解热：Q
8
＝22.09×103×0.143/71＝44kJ
ΣQ=19883+67099+617+44＝87643kJ
⑵气体带出热量
a.氯气带出热量：q
5
＝884.004/71×8.227×18×4.1868＝7720kJ
b.水蒸气带出热量：q
6
＝6.349×605.34×4.1868＝16091kJ
c.不凝气体带出热量：q
7
＝15×0.2418×4.1868×18＝273kJ
d.氯水带出热量：q
8
＝19.751×4.1819×20＝1652kJ
Σq＝7720+16091+273+1652＝25736kJ
⑶冷冻水用量
冷冻水进口温度为4℃，出口温度为8℃，则二段冷却器冷冻水用量为：
W C2= Q/ C
PC
(t
2
－t
1
)
=
)4
8(
1999
.4
25736 87643
-
-
=3685㎏
冷冻水带入热量：3685×4.1999×4＝61907kJ 冷冻水带出热量：3685×4.1999×8＝123813kJ ⑷第二钛冷却器热量衡算表
（三）硫酸干燥塔Ⅰ（填料塔）
1．计算依据
⑴入塔硫酸浓度80％，温度为15℃，出塔硫酸浓度60％，温度为30℃。

⑵干燥后的氯气含水量为100ppm。

2．物料衡算
⑴计算中忽略氯气在硫酸中的溶解损失，设每千克80％的硫酸吸收的水分为
W 3kg，则W
3
＝80/60－1＝0.3333
设干燥所需80％硫酸量为W
4
㎏,则
4
3333
.0
349
.6
15
004
.
884
4
3333
.0
349
.6
W
W
-
+
+
-
＝0.0001
解得W
4
＝18.794㎏
假定各种因素造成硫酸的损耗为15％，
则需硫酸量为：18.794×1.15＝21.613㎏
填料塔流出的稀酸量为：18.794×1.3333＋18.794×0.15＝27.877㎏干燥后氯气中含水量：6.349－0.3333×18.794＝0.085㎏
出填料塔气体组分为：
氯气 884.004㎏
水蒸气 0.085㎏
不凝气体 15㎏
⑵物料衡算表
a.以生产1t100%NaOH为基准
b.总物料衡算
第一篇 氯气处理
（四）硫酸干燥塔Ⅱ（泡罩塔）
1.计算依据
⑴进塔硫酸浓度为98％，温度为13℃；出塔硫酸浓度为75℃，温度为28℃。

⑵干燥后氯气含水量1.0×10－5。

2．物料衡算
⑴设每千克98％硫酸吸收的水分为W 5㎏,则
W 5＝0.98/0.75－1＝0.3067㎏
设干燥所需98％流酸为W 6㎏，
6
3067.0085.015004.8846
3067.0085.0W W -++-＝1.0×10－5
解得W 6=0.25㎏
假设各种因素造成的硫酸损耗为15％， 则需硫酸量为：0.25×1.15＝0.2875㎏
泡罩塔流出稀酸的量为：0.25×1.3067＋0.25×0.15＝0.3642㎏ 干燥后氯气含水量为：0.085－0.3067×0.25＝0.0083㎏ 出泡罩塔气体组分为：
氯气 884.004㎏ 水蒸气 0.0083㎏ 不凝气体 15㎏
⑵氯气纯度:29
15
180083.071004.88471004.884++×100%=96% (V/V)
⑶物料衡算表
a.以生产1t100%NaOH 为基准
b.总物料衡算
第一篇氯气处理
第三章主要设备设计及选型
一. 第一钛冷却器
1．确定设计方案
从电解槽出来的氯气，一般温度较高，并伴有大量水蒸气及盐雾等杂质。

这种湿氯气对钢铁及大多数金属有强烈的腐蚀作用，只有某些金属材料或非金属材料在一定条件下，才能耐湿氯气的腐蚀。

所以决定选用钛材料的列管作换热管，冷却水走壳程，湿氯气走管程，并且采用逆流流向。

氯气进口温度80℃，出口温度46℃；
冷却水进口温度20℃，出口温度30℃。

2．确定物性数据
⑴流体平均温度T
m 和t
m
T m1＝（T
i
＋T
o
）/2＝（80＋46）/2＝63℃
t m1＝（t
i
＋t
o
）/2＝（20＋30）/2＝25℃
⑵平均温度下的物性数据
μ平＝1516.8×10－7×0.1×80.97％+1.075×10－6×9.81×17.66％+2.019×10－6×9.81×1.37％＝14.42×10－6pa•s
ρ平＝57.84×80.97％+0.1506×17.66％+1.01×1.37％＝46.874㎏/m3
λ平＝0.819×10－2×80.97％+1.895×10－2×17.66％+2.425×10－2×1.37％＝1.33×10－2kcal/(m•h•℃)＝1.547×10－2w/(m•℃)
C
p平
＝8.324/1000×71×80.97％+0.459×17.66％+0.243×1.37％＝0.563kcal/(kg•℃)=2.357J/(g•℃)
3．设计计算
⑴计算依据：由《氯碱工业理化常数手册》中查知，第一钛冷却器的总传热系数范围在350—550 kcal/(m 2•h •℃)，即407.05—639.65 w/(m 2•℃) ⑵热负荷Q
Q =(546268-126927)×200000/7920 =10589419kJ/h =2941.7kw
⑶假设k=500 w/(m 2•℃)
则估算的传热面积为
A=Q/K Δt m (3-1)
其中，Q ——换热器热负荷，W
K ——总传热系数，W/(m 2
•℃) Δt m ——对数平均温差，℃.
Δt m ‘=
2
1ln 2
1 t t t t ∆∆∆-∆ ＝
20
463080ln
)
2046()3080(-----
＝36.7℃
则由式（3-1）有
A =2941.7×103/(500×36.7) =160.3㎡
考虑10％的面积裕度，则所需传热面积为：
A 0 =1.1A
=1.1×160.3 ≈177㎡
⑷选用Φ19.05×2㎜，6m 长的Ti －0.3Mo －0.8Ni 钛钢管，则所需管数
N=
dl
A π0
(3-2) 其中， A 0——传热面积，㎡ d ——换热管外径，m l ——换热管长度，m 。

N =
()
1.0601905.014.3177
-⨯⨯
=502根
参考碳钢Φ19排管图, 确定排管总数为518根，D g 700mm ，Ⅵ管程，管子采用三角形排管, 管心距 24㎜ ⑸折流板
第一篇 氯气处理
采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25％，则切去圆缺高度为H ＝0.25×700＝175㎜，折流板间距取B=0.8D G ＝0.8×700=560㎜，折流板厚度16㎜
折流板数N B =
折流板间距
传热管长
－1 (3-3)
=
5606000
－1 ≈10块
⑹拉杆
参考《钛制化工设备设计》知，拉杆数量为6，拉杆直径为10㎜ ⑺接管
a.壳程流体进出口接管
取接管内流体流速为u 1＝2m/s ，则接管内径为：
D 1=
u
V
π4 (3-4) 其中，V ——流体的体积流量，m 3/s
u ——流体在接管中的流速，m/s 。

D 1＝
)(2
14.303.99536007920200000100324⨯⨯⨯⨯⨯
＝0.212m
b.管程流体进出口接管
取接管内流体流速为u 2＝20 m/s 则接管内径为：
D 2 =
u
V π4 =
))((20
14.3473600792020000015903.19274.8844⨯⨯⨯⨯++⨯
=0.102m
圆整后，取壳程流体进出口接管规格为：Ф273×8㎜，管程流体进出口接管规格为Ф133×6㎜。

4．第一钛冷却器的核算
（1）壳程流体传热膜系数αo 用克恩法计算
αo ＝0.36（
e d λ）Re 0.55Pr 1/3（w
μμ）0.14 (3-5) 其中，λ——导热系数，W/(m 2·℃)，
de ——公称直径，m ，
Re ——雷诺准数，无因次，
Pr ——普兰特准数，无因次。

a.当量直径：
de ＝
o
o d d t ππ)423(422- (3-6) ＝
01905
.014.3)01905.0785.0024.023(
422⨯⨯-⨯
＝0.0143m
其中，t ——管间距，m ， d o ——换热管外径，m b.壳程流通截面积
S o ＝BD(1-t
d o
) (3-7) ＝0.56×0.7（1－0.01905/0.024） ＝0.08㎡
其中，B ——折流板间距，m ， D ——壳体公称直径，m ， c.壳程流体流速
u o ＝V s /S o (3-8)
＝)(08
.008.9973600792020000010032⨯⨯⨯
＝0.735m/s
其中，V s ——流体在壳体的体积流量，m 3/h 。

d.雷诺数
Re o ＝μ
ρ
o e u d (3-9)
＝
0008937
.008
.997735.00143.0⨯⨯
＝11726
其中，u o ——流体在壳程的流速，m/s ， ρ——流体密度，kg/m 3， μ——流体粘度，pa ·s 。

e.普兰特数
Pr ＝λ
μ
p c (3-10)
＝
60825
.01000
0008937.01796.4⨯⨯
＝6.14
第一篇 氯气处理
其中，C p ——流体比热，kJ/(kg ·℃)。

粘度校正（
w
μμ
）≈1.05，则由式（3-5）得： αo ＝0.36×0.60825/0.017×117260.55×6.141/3×1.050.14
＝4884 W/(m 2·℃)
（2）管内传热膜系数αi
αi ＝0.023
i
d λR
e 0.8Pr 0.3
(3-11) a.管程流体流通截面积
S i ＝p
i N N d 24π
＝0.785×0.015052×518/6 ＝0.015㎡
b.管程流体流速
u i =V s /S i
=))((015
.0874.463600792020000015903.19274.884⨯⨯⨯++
＝10.9m/s
d.雷诺数
Re i ＝μ
ρ
i e u d
＝
00001442
.0874
.469.1001505.0⨯⨯
＝533249
e.普兰特数
Pr ＝λ
μ
p c
＝
01547
.000001442
.01000357.2⨯⨯
＝2.197
则由式（3-11），得：
αi ＝0.023×0.01547/0.01505×5714720.8×2.200.3
＝1207 W/(m 2·℃)
（3）污垢热阻和管壁热阻
管外侧污垢热阻：R so ＝1.7197×104 m 2·℃/W 管内侧污垢热阻：R si ＝0.0002 m 2·℃/W
Ti －0.3Mo －0.8Ni 在该条件下的导热系数为0.046cal/（s ·cm 2·℃），即
λw ＝0.046×4.1868×102
＝19.26 W/(m 2·℃)
（4）总传热系数
11K ＝o α1+ R so +m w o d bd λ+ R si i o d d
+i
i o d d α (3-12) ＝48841+0.00017197+
01705.026.1901905
.0002.0⨯⨯+0.0002×
01505.001905.0+01505.0113901905
.0⨯
＝0.0019
K 1=526.3 W/(m 2•℃)
（5）校核有效平均温差
R 1=
i
o o i t t T T --＝203046
80--＝3.4 P 1=
i
i i o t T t t --＝20802030--＝0.167 φΔt ＝
1
12
-+R R ×1
1/21
1/2ln
11ln
22
+---++---R R P R R P PR P － (3-13)
=1
4.31
4.32-+×
1
4.34.31167.0/21
4.34.31167.0/2ln
4.3167.01167.01ln
22
+---++--⨯－－
=0.96
Δt m1＝φΔt Δt m1’ (3-14)
=0.96×36.7 =35.23℃
其中，Δt m ’
——按逆流计算的对数平均温度差，℃ φΔt ——温度差校正系数，无因次。

Δt= T m1－t m1
＝63－25 ＝38℃<50℃
该温差较小，不需设温度补偿装置，因此选用固定管板式换热器。

（6）传热面积裕度
S n ＝'
1m
t K Q ∆
＝
23.353.5262941700
⨯
＝158.6㎡
第一篇 氯气处理
该换热器的实际传热面积：
S o ＝lN d o π
=3.14×0.01905×6×518
=185.9㎡ 该换热器的面积裕度为：
F=n
n
o S S S - ＝
6.1586
.1589.185-×100％
＝17％
该换热器能够完成任务。

（7）流体的流动阻力 a.管程压强降：
∑ΔP I =(ΔP 1+ΔP 2)F T N P N S (3-15)
其中，ΔP 1，ΔP 2——分别为直径及回弯管中因摩擦阻力引起的
压强降，pa
F T ——结垢校正因数，无因次，取1.5， N P ——管程数，
N S ——串连的壳程数。

管程流通面积S I =0.08㎡，流速10.9M /S ,雷诺准数533249（湍流）。

设管粗糙度 mm 1.0=ε ,
007.001505
.01
.0==
i
d ε
查Re -λ关系图得 λ=0.03
2
2
1u d L P ρλ=∆
=0.03×01505.06×2
9.10472
⨯
=33393 Pa
因为没有弯管，即02=∆P 则由式（3-15）得：
30053865.133393=⨯⨯=∆∑i
P Pa
b.壳程压强降：
s s o
N F P P P
)('
2'1∆+∆=∆∑ (3-16)
其中，ΔP 1‘——流体横过管束的压降，pa
ΔP 2‘——流体流过折流板缺口的压强降，pa
F s ——壳程压强降的结垢正因数，无因次，取1.15
N s ——串连壳程数。

2
)
1(2
'
1u N N Ff P B c o ρ+=∆ (3-17)
其中，F ——管子排列方式对压强降的校正因数
f o ——壳程流体的摩擦系数，当Re>500，f=5.0Re -0.228 N c ——横过管束中心线的管子数 N B ——折流挡板数 管子为三角形排列，F=0.5，N B =10，
N c =1.1N =1.1518=25，
S o =0.08㎡,u o =0.735m/s ，R e =11726>500，
所以 228
.0117260.5-⨯=o f
=0.59 ∴ 由式（3-17），得：
2
735.008.997)110(2559.05.02
'
1⨯⨯+⨯⨯⨯=∆P
=21849 Pa
2
)25.3(2
'
2u D h N P B ρ-
=∆ (3-18)
=10×（3.5－7.056.02⨯）×2
735.008.9972
⨯
=5117 Pa
∴ ∑ΔP o =（21849+5117）×1.15
=31011 Pa
壳程和管程的压力降几乎都能满足要求。

二. 第二钛冷却器
从第一钛出来的氯气需要进一步冷却，进入第二钛冷却器。

从车间布置、设
备维修等多方面的考虑，第二钛冷却器与第一钛冷却器选取同种型号，进行核算即可。

1．第二钛冷却器核算
（1）热负荷Q
Q 2=61907×200000/（7920×3600）
=434.25 KW
（2）流体平均温度及对数平均温度差
T M 2=（46+18）/2=32℃
第一篇 氯气处理
t m2= （4+8）/2 =6℃
（3）平均温度下的物性数据见下表
（4）壳程结热系数
d e =0.017m ，S o =0.08㎡，
u o ＝V s /S o
＝08
.0360097.99979202000003603⨯⨯⨯
＝0.32m/s
Re o ＝μ
ρ
o e u d
＝
0014728
.097
.99932.0017.0⨯⨯
＝3694
Pr ＝λ
μ
p c
＝
56522
.00014728
.010001999.4⨯⨯
＝10.94
粘度校正（
w
μμ
）0.14≈1， 则由式（3-5）得：
αo ＝0.36×0.56522/0.017×36940.55×10.941/3×1
=2435 W/(m 2·℃)
（5）管程结热系数αi
S i ＝p
i N N d 24π
＝0.785×0.015052×518/6
＝0.015㎡
u i =V s /S i
＝015
.0922.2836007920200000
)15957.2574.884(⨯⨯⨯++
＝14.96m/s Re i ＝
μ
ρ
i e u d
＝
000013762
.0922
.2896.1401505.0⨯⨯
＝473167
Pr ＝λ
μ
p c
＝
008613
.0000013762
.01000455.2⨯⨯
＝3.923
则由式（3-11）得：
αi ＝0.023×0.008613/0.01505×4731670.8×3.9230.3
＝689 W/(m 2·℃)
（6）污垢热阻和管壁热阻
管外侧污垢热阻：R so ＝1.7197×104 m 2·℃/W 管内侧污垢热阻：R si ＝0.0002 m 2·℃/W
Ti －0.3Mo －0.8Ni 在该条件下的导热系数为0.046cal/（s ·cm 2·℃），即
λw ＝0.046×4.1868×102＝19.26 W/(m 2·℃)
（7）总传热系数
由式（3-12）得：
21K =o α1+ R so +m w o d bd λ+ R si i o d d
+i
i o d d α =
24351
+0.00017197+
01705
.026.1901905.0002.0⨯⨯+0.0002×
01505.001905.0+01505.068901905
.0⨯
=0.00278
K 2=360 W/(m 2•℃)
（8）校核有效平均温差
R 2=
i
o o i t t T T --＝4818
46--＝7
P 2=
i
i i o t T t t --＝44648--＝0.095
第一篇 氯气处理
由式（3-13）得：
φ
Δt
＝
1
71
72
-+×1
771095.0/21
771095.0/2ln
7095.01095.01ln
22
+---++--⨯－－
=0.97 由式（3-14）得：
Δt m2＝φΔt Δt m2
’
=0.96×23.29 =22.59℃
（9）校核热负荷
Q ‘
=K 2S Δt m2
=360×185.9×22.59 =1511813 W
Q ‘>Q 2 所以能完成任务。

（10）流体的流动阻力 a.管程压强降：
∑ΔP I =(ΔP 1+ΔP 2)F T N P N S
管程流通面积S I =0.015㎡，流速14.96M /S ,雷诺准数473167（湍流）。

设管粗糙度mm 1.0=ε ,
007.001505
.01
.0==
i
d ε
查Re -λ关系图得 λ=0.033
2
2
1u d L P ρλ=∆
=0.033×1505.06×2
96.14922.282
⨯
=42578 Pa
因为没有弯管，即02=∆P
则 38320265.142578=⨯⨯=∆∑i P Pa b.壳程压强降：
s s o
N F P P P
)('
2'1∆+∆=∆∑，
2
)
1(2
'
1u N N Ff P B c o ρ+=∆
管子为三角形排列，F=0.5，N B =10，
N c =1.1N =1.1518=25，
S o =0.08㎡,u o =0.32m/s ，R e =3694， 所以 768.036940.5228.0=⨯=-o f
∴ 2
32.097.999)110(25768.05.02
'
1⨯⨯+⨯⨯⨯=∆P
=5407 Pa
2
)25.3(2
'
2u D h N P B ρ-=∆ =10×(3.57.056.02⨯-)×2
32.097.9992
⨯
=973 Pa
∴ ∑ΔP o =（5407+973）×1.15×1=7337 Pa 壳程和管程的压力降几乎都能满足要求。

2．换热器附件
选用D G 800的标准作为设计参考 （1）管板
（2）壳程接管法兰
（3）管程接管法兰
（4）管箱
H=700㎜
第一篇 氯气处理
（5）封头
三.硫酸干燥塔Ⅰ(填料塔)
填料塔流程的操作平稳，弹性较大，特别是刚开车时氯气的气流量小，它几
乎同满负荷操作一样能达到对水分的要求指标。

壳体材料为聚氯乙烯缠玻璃钢（PVC+FRP ）。

1．填料的选择
塑料填料质轻，具有良好的韧性，耐冲击，不易破碎。

它的通量大、压降低，
而且耐腐蚀性能较好。

综上优点，选取塑料鲍尔环50×50×1.8（乱堆），材质为聚丙烯（PP ）。

湿
填料因子120 M -1。

2．塔径的确定
湿氯气的质量流量:W V =（884.004+6.349+15）×200000/7920=22862㎏/h 湿氯气密度:v ρ=20.32 3/m kg 80%硫酸密度:=L ρ 1.7323 3/cm g
参考新工艺，硫酸的喷淋量取为:W L =134000 ㎏/h 则
63.0)3
.173232.20(22862134000)(5
.05.0==L V V L ρρωω 由埃克特关联图查得,横坐标为0.63,纵坐标为0.037,即
037.02
max ==
L
L
V g u ρμφϕρ （3-18） 其中,max u ——泛点气速，M /S
Φ——湿填料因子，1/M
Ψ——液体密度校正系数，L
ρρψ水
=
g
——重力加速度，M /S 2
又因液相为硫酸，故校正系数Ψ=999.13/1732.3=0.58，硫酸的粘度为31.3s mpa ⋅
2
.0max 037.0L
V L
g u μφϕρρ=
=
2
.03.3132.2058.01201732
81.9037.0⨯⨯⨯⨯⨯
=0.466
取空塔气速为泛点气速的70%，
即u=0.7×0.466=0.3262 m/s ，V S =ωV /ρV =1125M 3/H
D=
u
V s
π4 =
3262
.014.33600
/11254⨯⨯
=1.105
圆整后取塔径D=1200㎜
计算空塔气速：u =4×1125/3600×3.14×1.22=0.398m/s 安全系数u/max u =0.398/0.466×100%=85.4%
3．压降计算
最小喷淋密度：σmin min )(w L U = （3-19）
其中，32/m m —填料的比表面积，—σ
)/(23min s m m U ∙—最小喷林密度，—
)/()(3min
s m m L w ∙—最小润湿速率，—
第一篇 氯气处理
因填料尺寸小于75㎜，故取)/(08.0)(3min h m m L w ∙=,则
)/(512.84.10608.0)(23min min h m m L U w ∙=⨯==σ
8.682.1785.017231340002
=⨯=U >min U
填料的每米压降：纵坐标 0057.0037.0398.022
.02=⨯=L
L
V g u ρμφϕρ
横坐标
63.0)(5
.0=L
V V L ρρωω 根据以上二数值查埃克特通用关联图确定塔的操作点，此点位于ΔP/E=50 pa/m 与ΔP/E=100pa/m 两条等压线之间，用内插法估值可求得每米填料层压降为90pa/m 。

4．塔高确定
由相关实际设计，取塔高为10m 。

四. 硫酸干燥塔Ⅱ（泡罩塔）
塔的壳体材料材质为PVC+FRP ，采用条形泡罩塔，增加了设备操作弹性和负荷变化的适应性。

1．塔径的确定
入塔湿氯气温度18℃，此时气体密度为17.766kg/m 3，硫酸的加入量为210kg/h ，入塔温度为13℃，此时硫酸密度为1.84344g/cm 3。

硫酸的体积流量：h m V L /114.010*******.1210
3=⨯=
入塔气体体积流量：h m V g /62.50766
.17377
.8993==
则，动力参数023.0)766
.17100084344.1(62.50114.0))((2
/12/1=⨯=V L V L ρρ
假定塔径在800～1600范围内，由此取塔板的板间距为H T =350㎜,取塔板上
的液层高度h L =70㎜,于是H T －h L =280㎜。

由动力参数和H T －h L 查史密斯关联图得，C 20=0.055。

故操作的负荷系数按下式加以校正：
2.020)20
(σ
C C = （3-20）
其中，C ——操作物系的负荷系数，
σ——操作物系的液体表面张力，mN/m
C 20——物系表面张力为20 mN/m 的负荷系数。

98％硫酸在13℃时的表面张力为σ＝52.806 mN/m,所以
2
.0)20
806.52(055.0⨯=C
=0.089 最大允许速率：
s
m C u V
V
Ll /90.0766
.17766
.17100084344.1089
.0max =-⨯=-=ρυρ
取安全系数为0.7，则空塔气速：s m u u /63.090.07.07.0max =⨯==
由此得：
)m
d
V D s 847.063
.014.3766.1736007920/(200000089.89944=⨯⨯⨯⨯⨯=
=π
圆整后取D=0.9m ，与假设相符。

塔截面积： 24
D A T π
=
=0.785×0.92 =0.636㎡ 2．塔高的确定
由相关实际设计，确定塔高10m 。

五．除沫器
管式、丝网式填充过滤器是借助具有多细孔通道的物质作为过滤介质，能有效地去除水雾或酸雾，净化率可达94％－99％，而且压力降较小.
1．计算依据
⑴出二段钛冷却器气体为925.104kg ，温度为18℃。

⑵以出二段钛冷却器气体基准，此时物性数据以氯气物性数据代之。

2．计算部分
气体质量流量：s kg /49.63600
7920200000
104.925=⨯⨯=
ω
此时混合气体密度为20.32kg/m 3， 则
第一篇 氯气处理
s
m V s /32.032.2049
.63==
=
ρ
ω
圆整后设备规格为Φ700×900 V=0.3462m 3，中间间插三块钛板，板间距为150㎜。

第二篇氢气处理
第一章总论
一．概述
1．氢气
,分子量2.016，在常温下为无色，无味，无臭的可燃气体；密度在0℃；
氢气H
2
760mmHg时为0.08987g/l，沸点为-252.7℃；结晶温度是-259.1℃；对空气之比重是0.0695；在水中溶解度很小，标准状态下溶于水中之氢气体积为0.0215。

而在镍、钯和铂内的溶解度很大，一体积能解几百体积氢。

氢气除用于合成氯化氢制取盐酸和聚氯乙烯外，另一大用途时植物油加氢生产硬化油。

此外还用于炼钨、生产多晶硅以及有机化合物的加氢等。

2．氢气处理的任务和方法
从电解槽出来的氢气,其温度稍低于电解槽槽温,并含有饱和水蒸汽,同时还带有盐和碱的雾沫.所以在生产过程中应进行冷却和洗涤,冷却后的氢气有氢气压缩机压缩到一定压力后经氢气分配站送到氢气柜及用氢部门。

二．氢气处理工艺流程确定
电解槽出来的饱和湿氢气中含有大量的水和其它气体，鉴于本次设计中不充分考虑热综合利用，故采用直接法工艺，以简化流程和投资。

选择流程为电解来氢气经缓冲罐后进入一段洗涤塔，经洗涤冷却至50℃后经二段洗涤塔冷却至30℃，再经丝网除沫器，最后用罗茨鼓风机抽送至用户。

第二篇氢气处理
第二章工艺计算
一．氢气处理工艺流程
氢气处理工艺流程图见下，据此进行物料衡算和热量衡算：
图2-1 氢气处理工艺流程图
由电解槽出来的饱和湿氢气中含有大量的水和其它气体，一般采用间接和直接法除去，达到要求。

鉴于本次设计中部充分考虑热综合利用，故采用直接法工艺，以简化流程和投资。

其选择流程为电解来的氢气经缓冲罐后进入一段洗涤塔，经洗涤冷却至50℃后经二段洗涤塔冷却至30℃，再经丝网除雾器，后用罗茨鼓风机抽送至用户。

公用系统来自工业水，经与氢气换热后进入水池，再用泵抽吸返回公用系统制冷后，再次循环使用。

二.计算依据：
1．计算基准：以1000kg100%NaOH产氢作计算标准
2．到达处理氢气温度为80℃，每生产1000kg100%NaOH电解液所生产的氢气为25kg，此时饱和的水蒸汽含量为205kg。

3．压缩机以前的操作压力近似为1绝对大气压（0kg/㎝2）。

4．氢气纯度98%。

5．电解氢气经两段洗涤冷却温度从80℃降至30℃。

6．查知相关数据如下：
7．进入氢气系统物料（以1000kg100%NaOH 作计算标准） 氢气：12.5 kmol (25kg) 水汽：11.39 kmol (205kg)
其他气体：225×98
.002
.0=0.255 kmol (7.39kg)
其它杂质不计。

三．工艺计算
（一）一段洗涤冷却塔
1．计算依据
氢气在一段冷却塔中温度从80℃降至50℃ 以1000kg100%NaOH 产氢作为计算标准 2．物料衡算
⑴设氢气中冷凝水量为WL ， 由道尔顿分压定律列出方程：
98
.02182051
⨯-WL =1258.011258.0-
解设 WL 1=172（kg ）
因气体在水中的溶解度很小，故忽略不计。

则出塔气体组成
氢气： 12.5 kmol （25kg ）
水汽： 1.833 kmol （205-172=33kg ） 其它气体：0.255 kmol (7.39kg) ⑵物料衡算表
a ．以1000kg100%NaOH 产氢作为计算标准
b.总物料衡算
第二篇氢气处理
3. 热量衡算
⑴入塔气体带入热量：
Q
1
=80×25×3.439=6878 kcal
Q
2
=205×631.4=129437 kcal
Q
3
=80×0.244×7.39=144 kcal
⑵ 冷却水带出热量：
设冷却水量为WL
2
kg,温度25℃，出塔温度为50℃，
出塔水量： WL
2+WL
1
=WL
2
+172
冷却水带入热量：Q
4=WL
2
×25
冷却水带出热量：Q
5=(WL
2
+172)×50
⑶出塔气体带出热量：
Q
6
=50×25×3.421=4276 kcal
Q
7
=33×619.1=20430 kcal
Q
8
=50×7.39×0.243=90 kcal
⑷忽略热损失：
则∑Q进=∑Q出
∴ Q
1+Q
2
+Q
3
+Q
4
= Q
5
+Q
6
+Q
7
+Q
8
6878+129437+144+25×WL
2=(WL
2
+172)×50+4276+20430+90
∴WL
2
=4122.52 kg
即：进入系统水量为：4122.52 kg ,
出系统冷却水量为：4122.52+172=4294.52 kg
冷却水带入热量：4122.52×25=103063 kcal
冷却水带出热量：(4122.52+172)×50=214726 kcal ⑸热量衡算表
（二） 二段洗涤冷却塔
1．计算依据
⑴ 电解氢气经二段洗涤冷却温度从50℃降至30℃。

⑵ 氢气纯度98% 2．物料衡算
⑴ 二段洗涤冷却塔氢气出口温度为30℃，则冷凝水量为WL 3
同理，由道尔顿分压定律列出方程：
98
.022518333
⨯-WL =1258.011258.0-
解得 WL 3=22.61 kg
故出塔气体组成：
氢气： 12.5 kmol (25kg)
水汽： 0.577 kmol (33-22.61=10.39kg)
其它气体： 0.255 kmol (7.39kg) ⑵ 出塔气体中氢的含量：
=⨯++%100255
.0577.05.125
.1293.76%
干气体中氢的百分数：
=⨯+%100255
.05.125
.1298%
⑶ 物料衡算表
a.以1000kg100%NaOH 产氢作为计算标准
b.总物料衡算。