氯气处理工艺设计说明书

年4月19日氯气处理工艺设计说明书文档仅供参考，不当之处，请联系改正。四川理工学院毕业设计80kt/a烧碱装置氯气处理工序工艺设计摘要本设计为80kt/a烧碱装置氯气处理工序工艺设计，采用直接冷却与间接冷却相结合，二段组合塔（填料+泡罩）干燥工艺，经酸雾除雾器后的工艺气体中含水量下降到30ppm，使用离心压缩机进行压缩输送；设计对工艺流程与工艺参数作了具体选择与详细说明，进行了物料衡算及热量衡算，设备设计与选型和车间布置设计；做了环境保护与经济分析；绘制了带控制点的工艺流程图，一段填料干燥塔装配图和车间平面布置图。关键词：氯气处理；冷却；二段组合塔；干燥；离心压缩机AbstractThisdesignforthe80kt/achlorinetreatmenttechnologyofcausticsodaunits，andthedesignintegrateddirectcoolingwithindirectcooling，thesecondphasecombinationtower(fillerandbubblecap

column)dryingprocess，throughtheprocessofwatercontentingasafteracidmisteliminatordowntoabout30PPM，usingcentrifugalcompressortocompressandtransport．Asdesignoftechnologicalprocessandtechnologicalparametersselectionanddetailedinstructions，carriedoutthematerialbalanceandheatbalance，equipmentdesignandtypeselectionandlayoutoftheworkshopdesign．Didtheenvironmentalprotectionandeconomicanalysis．Drawaprocessflowchartwithcontrolpoints，apackingdryingtowerassemblydrawingsandworkshoplayout．Keywords：Chlorinetreatment；Cooling；Thesecondphasecombinationtower；Drying；Centrifugalcompressor

目录第一章总论 -1-1.1设计概况 -1-1.2设计依据 -1-1.3氯气处理工艺介绍 -1-1.3.1氯气处理目的 -1-1.3.2氯气处理工艺原理 -2-1.3.3氯气处理工艺的选择 -2-1.4建设规模和产品规格 -4-1.4.1建设规模 -4-1.4.2产品规格 -4-第二章工艺流程 -5-2.1工艺流程概述 -5-2.2工艺流程说明 -6-2.2.1冷却除沫部分 -6-2.2.2干燥部分 -7-2.2.3压缩部分 -8-第三章工艺计算 -9-3.1物料衡算 -9-3.1.1洗涤塔至水雾捕集器前 -10-3.1.2钛列管冷却器 -11-3.1.3水雾捕集器 -13-3.1.4氯水箱 -14-3.1.5洗涤塔 -14-3.1.6干燥塔 -15-3.2热量衡算 -17-3.2.1洗涤塔及氯水箱 -17-3.3.2钛列管冷却器 -19-3.3.3一段干燥塔 -20-3.3.4二段干燥塔 -21-第四章设备设计及选型 -23-4.1一段干燥塔（填料吸收塔） -23-4.2.1塔径 -23-4.2.2填料层高度 -25-4.2.3填料层压降 -27-4.2.4塔附属高度 -27-4.2.5其它装置及塔内件 -27-4.3氯水洗涤塔 -32-4.3.1塔径 -32-4.3.2填料层高度 -34-4.3.3填料层压降 -35-4.4钛列管冷却器 -35-4.4.1初选换热器型号 -36-4.4.2核算总传热系数 -37-4.4.3核算压降 -38-4.5其它设备选型 -40-4.5.1泵 -40-4.5.2压缩机 -42-4.5.3除雾器 -42-4.5.4贮槽 -44-4.6设备一览表 -45-第五章车间平面布置设计 -46-5.1设计依据 -46-5.1.1设计规范 -46-5.1.2基础资料 -46-5.2平面布置方案 -46-5.2.1车间平面布置内容 -46-第六章环境保护与经济分析报告 -48-6.1环境评价 -48-6.1.1编制依据 -48-6.1.2评价标准与范围 -49-6.1.3评价内容和评价重点 -49-6.1.4环境质量标准及污染物排放标准 -50-6.1.5环境保护方案 -52-6.2经济分析 -54-6.2.1编制依据 -54-6.2.2产品成本估算 -54-6.2.3估算过程 -54-6.2.4费用估算 -56-6.2.5市场分析 -56-参考文献 -58-设计评述 -59-致谢 -60-附图 -61-

第一章总论1.1设计概况本设计为在任务书的要求下设计一个80kt/a烧碱装置氯气处理工序工艺，将电解来的高温湿氯气经洗涤、冷却、除雾、干燥、加压输送出界区，保证上下工序的安全生产的简单工艺。1.2设计依据1、来自电解工序湿氯气的工艺数据见表1-1。表1-1来自电解工序湿氯气的温度、压力和组成项目备注项目备注温度，℃90氯气，kg/t100％NaOH88512.46kmol总压（表），Pa-48不凝性气体（假设为空气下同），kg/t100％NaOH150.52kmol水蒸汽，kg/t100％NaOH31017.22kmol成分％（干基）（V/V）96气体总量，kg/t100%NaOH12152、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）。1.3氯气处理工艺介绍1.3.1氯气处理目的由电解槽阳极析出的氯气温度可达到90℃以上，并伴有饱和水蒸汽且夹带盐雾等杂质，这种湿氯气对钢铁及大多数金属有强烈的腐蚀作用，只有少量的贵、稀有金属或非金属材料在一定条件才能抵抗湿氯气的的腐蚀。因此给氯气的输送、使用、贮存等都带来了极大的麻烦和困难。而干燥后的氯气对钢铁等常见的金属材料的腐蚀作用在一般的条件之下是比较小的。氯气处理是氯碱生产中的关键工序，氯气处理运行的质量直接影响电解装置安全、稳定生产以及电解槽运行的质量和寿命。处理后的氯气质量直接影响着液氯装置运行质量和其它用氯装置的生产运行。由上述腐蚀速率表可知，随着氯气中含水分的增加，每年的腐蚀速率也在增加。因此湿氯气的脱水和干燥是生产和使用氯气过程的需要。可见氯气处理的目的就是要除去湿氯气中的水分，使之成为含水分量甚微的干燥氯气以适应、满足氯气输送、生产、使用的需要。所谓的氯气处理就是将电解槽阳极室电解析出的饱含水蒸气的高温湿氯气进行冷却除沫、干燥脱水、除雾净化、再加压输送到各个用氯使用部门。经过处理后的氯气中“含湿量”降低到100ppm以下，基本不含酸雾的洁净合格氯气[1]。1.3.2氯气处理工艺原理国内各氯碱企业选择不同的氯气处理生产工艺，控制水平和操作要求也大不相同，处理后的氯气质量特别是氯中含水也有差异。氯气处理的核心任务便是脱水，脱水方法一般有如下三种：冷却法，吸收法，冷却及吸收法。冷却吸收法是国内广泛采用的一种氯气处理方法。氯气处理的工艺流程主要包括四部分：冷却除沫、干燥脱水、除雾净化、压缩输送。氯气处理中一般要先冷却，在干燥，其原理大致如下：在相同压力下，气相温度每下降10℃，湿氯气中含水量几乎下降一半。若湿氯气温度由90℃下降至15℃，气相中的含水量能够脱除99.2%。因此经过冷却能够除去气相中绝大部分水分，从而能够大大降低干燥负荷，同时也降低了用作吸收剂的浓硫酸的用量。经过冷却，湿氯气中的水分降低了98%以上。然后将氯气中余下的水分用浓硫酸脱除，干燥塔最佳进塔温度为12-18℃[2]。1.3.3氯气处理工艺的选择一、冷却工艺氯气冷却方式主要有直接冷却与间接冷却两种。工业采用的工艺流程一般有以下两种：一是采用两级间接冷却；二是采用间接冷却和直接冷却相结合。氯气两级间接冷却法采用2级钛列管冷却器冷却后经酸雾捕集器送入干燥工序。一般用于规模低于5万吨/年烧碱装置。如图1-1。图1-1氯气二级间接冷却工艺流程图氯气间接冷却和直接冷却相结合的工艺是先经填料洗涤塔洗涤后，进入一段钛列管冷却器冷却后经酸雾捕集器送入干燥工序。如图1-2。图1-2氯气间接冷却和直接冷却相结合的工艺流程图从使用单位对两种工艺的使用经验比较，采用填料洗涤塔代替一段钛冷能更好的除去湿氯气中夹带的盐雾，故选用间接冷却与直接冷却相结合的工艺更优越[3]。二、干燥工艺氯气干燥工艺最常见的工艺有两种：一是“填料+筛板”二合一塔工艺；二是“一级填料塔”和“二级填料+泡罩塔”二级复合塔模式，形成两级干燥工艺。采用二合一塔干燥工艺，干燥后的氯气含水量约300ppm，可满足氯气压缩采用纳氏泵的含水要求。采用二级复合塔的两级干燥工艺，干燥后的氯气含水量≤100ppm，能够满足氯气压缩采用离心式压缩机（小型透平机）的含水要求[4]。二合一塔工艺干燥效果比一级填料塔效果好，但总体效果二级干燥工艺更好，且泡罩塔有更好的操作弹性，对总体工序的调节更有利。最终确定选择二级组合干燥工艺。三、压缩输送压缩是将冷却、干燥后的氯气进行加压，输送至液化工序或其它用氯单位，最常见的工艺装置有液环式氯气压缩机（纳氏泵）和透平机。纳氏泵是最原始、最常见的氯气压缩输送设备，它是用浓硫酸作密封介质，浓硫酸和氯气经叶轮由泵进入口吸入与偏心腔由大室渐至小室进行压缩加压后，从泵出口排出，经气液分离，酸又回到泵进口循环使用；纳氏泵工艺简单，操作方便、运转平稳，易于操作，一次性投资少，对氯气含水和杂质要求不严格，但输送出口氯气压力低、气量小、能耗大、运行费用高。透平机是借高速旋转的叶轮带动氯气经过双级压缩输送氯气。透平机自动化程度高、劳动强度轻、动力消耗低、输出压力高、运行周期长、经济费用低，而对氯气含水要求严格，一般不大于100ppm；不允许硫酸等杂物进入机构，机前加酸雾捕集器[5]。根据设计工艺指标，本工艺选择透平机输送。1.4建设规模和产品规格1.4.1建设规模本设计为80kt/a烧碱装置的氯气处理工序工艺设计。处理量：80kt/aNaOH；年生产时间：8000h;1.4.2产品规格本设计采用间接冷却与直接冷却相结合，二级干燥，最后用透平输送氯气至下一工序的工艺，根据任务书要求以及流程模拟，本设计产品规格按《GB5138-工业用氯质量规范》中表1执行，具体内容见表1-2。表1-2产品规格项目指标优等品一等品合格品氯气的体积分数/%≥99.899.699.6水分的质量分数/%≤0.010.030.04三氯化氮质量分数/%≤0.0020.0040.004蒸发残渣的质量分数/%≤0.0150.010--注：水分、三氯化氮指标强制。

第二章工艺流程2.1工艺流程概述本项目为80kt/a烧碱装置的氯气处理工序部分，来自电解工序的湿氯气首先进入氯气洗涤塔中部入口；氯水泵输送氯水经氯水冷却器冷却后，由氯水洗涤塔上部喷淋送入，与自下而上的氯气逆向接触，直接将氯气进行洗涤冷却。然后氯气从上部进入钛管冷却器，被冷冻水间接冷却至12～15℃；经酸雾捕集器的捕集后，分离的冷凝水和冷凝下来的氯水一起进入氯气洗涤塔循环使用。氯水因不断冷凝湿氯气中的含盐水蒸汽而增多，为了保持氯气洗涤塔液位需排出一部分去电解脱氯塔。氯气从酸雾捕集器上部出来进入一级氯气填料干燥塔。在填料塔内氯气被93﹪硫酸喷淋干燥，硫酸由硫酸循环泵输送经硫酸冷却器冷却降温后进入一级氯气干燥塔，当浓度低于75%时，排到罐区的稀硫酸罐内。干燥后的氯气从下而上进入二级氯气干燥塔(填料+泡罩塔）中，逐层经过泡罩式塔板被浓硫酸干燥。93﹪的浓硫酸由浓硫酸高位槽供给，首先进入第一层塔板，经降液管溢流逐步进入第二层、三层、四层塔板，然后进入填料层，各层塔板中酸的热量由冷却水间接吸收带走。塔底浓硫酸由浓硫酸循环泵送入浓硫酸冷却器,冷却后经二级氯气干燥塔塔填料层到塔底部循环使用。干燥后的氯气经酸雾捕集器除去其中的硫酸酸雾和不洁物后，进入透平机一级压缩，冷却后进二级压缩，然后三级压缩送至下一工序[6]。设计全流程图如图2-1。图2-1氯气处理全流程图2.2工艺流程说明2.2.1冷却除沫部分本设计中冷却部分采用填料洗涤塔代替传统工艺的一段钛列管冷却器，由电解生产的氯气经管道自然冷却后，温度降至八十摄氏度左右，含有大量水蒸气、盐雾和少量的有机物等杂质，至氯气处理工序进入氯水洗涤塔，用35℃氯水洗冷却，温度降至40～45℃。气体的含湿量是与温度有着密切关系的。在不同的压力和温度的情况下，气体中的含湿量（又称为水蒸汽分压）是不同的。饱和湿氯气中含湿量同样与温度有着密切的关系。一般来说，在压力相同的情况下，温度较高的气体中含水量要大于温度较低的气体，详见表2-1。由表中可知，在相同的压力情况下，气体温度每下降10℃，湿氯气中的“含湿量”几乎降低近一半。以电解槽阳极出口氯气温度为90℃，经自然冷却后降到85℃，每千克湿氯气中所含的水分为395克。本设计中使用温度为35℃的氯水洗涤直接冷却，使其温度降低至45℃；此时每千克湿氯气含水分为27.3克，能够经过冷却去除掉水分近350克，几乎去除掉93.09%的含水分。表2-1不同温度下饱和湿氯气中的水蒸汽分压和含水量温度℃水蒸汽分压mmHg1kg氯气中水蒸汽含量g109.29.43.11512.812.84.32017.517.35.93031.830.010.84055.351.219.85092.583.134.960149.413061.670233.719811280355.129321990525.842457195633.95051278在直接冷却后，除去的水分为93.09%，再经过进入钛列管冷却器，用8℃的10%NaCl冷冻盐水进行间接冷却，使温度下降到15℃，此时每千克湿氯气含水分为4.3克，除去水分为98.91%。剩下的水分在干燥塔中用硫酸吸收干燥。按照降低气相的温度能够减少“含湿量”的观点，即气相的温度越低，气体中水蒸气分压也越低，所含水分也就越少。那么继续降低气相的温度，以求得较低的气体“含湿量”，但当氯气的温度降低到9.6℃时，将会形成Cl2•8H2O的结晶体，使冷凝下来的氯水结冰，将冷却器及其管道堵塞，使气体无法经过。因此湿氯气的温度不可无限制降低，应有适度，最佳的进干燥塔温度是12～18℃[8]。即钛列管冷却器出口氯气温度取15℃。在冷却结束，氯气中还夹带少量水雾与盐沫，采用水雾除雾器捕集后再进入干燥塔进行干燥。2.2.2干燥部分在湿氯气经过冷却除沫之后，气流中所含的水蒸汽含量已经减少到不足2%。依据“先冷却、后干燥”的工艺原理，干燥脱水是氯气处理的主要单元操作。干燥脱水采用成熟的H2OH2SO4系统的气体吸收传质操作方式，是采用气液相在一个或若干个容器中气相所含的水蒸汽与不同浓度的硫酸溶液互相接触，来完成气相中的水蒸汽被硫酸所吸收的脱水任务。干燥脱水后，气相最终的含水分量往往取决于最后一个接触容器中硫酸液面上的水蒸汽分压，就是说取决于进入最后一个传质吸收容器的干燥剂硫酸的浓度和温度，才能使氯气中含水分量达到工艺要求。经过干燥脱水氯气中的最终含水分100ppm以下。本设计中采用组合强化的干燥工艺，干燥出口的氯气温度不会超过20℃；干燥出口的氯气含水分降低到50ppm以下，甚至15ppm以下[8]。本设计采用二段组合塔干燥工艺，一段为填料干燥塔，二段采用泡罩+填料组合塔。在1段干燥塔中能够除去冷却后剩余水分的百分之七十五左右。只要控制好出酸的H2SO4质量分数为75%和塔体温度为18-20℃，当系统稳定后进填料塔酸中的H2SO4质量分数应约为百分之九十二。从计算分析来看，一段填料塔的稳定操作是影响干燥质量的关键因素，特别是出塔氯气温度20℃与30℃时质量分数为75%的硫酸表面的水蒸气分压相差一倍，这也是一段干燥塔选用填料塔而不用板式塔的原因。大量的循环酸容易控制温度，在一段干燥塔中热效应并不十分大，以80kt/a装置能力为例，热负荷为1kcal/h[9]。二段干燥选用泡罩+填料组合塔，因为二段干燥塔要有足够的塔板数保证干燥质量，且泡罩塔有较好的操作弹性，工艺要求氯气处理工序具有较大的操作弹性；经过泡罩塔调节后在在下段填料塔强化吸收，以达到最优的干燥效果，最终的氯气出塔温度为20℃，含水量在30ppm。干燥过程中采用微负压操作，操作压力≥-10kPa。对于硫酸浓度与塔操作温度的控制也有要求，硫酸溶液的浓度在85%，温度在7.9℃就会产生H2SO4•2H2O；H2SO4•H2O的结晶，使管道、设备发生结晶体的堵塞，因此硫酸溶液的冷却温度以10℃为好。而在冬季浓度为98%的浓硫酸很容易结冰，能够采用浓度为93%的硫酸溶液或者采取伴热措施。硫酸溶液的结晶温度约束见表2-2。表2-2硫酸溶液的结晶温度表硫酸浓度（％）结晶温度（℃）结晶体70-42H2SO4•2H2O74-40H2SO4•2H2O75-41H2SO4•2H2O；H2SO4•H2O76-28.1H2SO4•2H2O；H2SO4•H2O80-3H2SO4•2H2O；H2SO4•H2O85+7.9H2SO4•2H2O；H2SO4•H2O90-10.2H2SO4•2H2O95-21.8H2SO498+0.1H2SO4由于在硫酸干燥脱水工艺中氯气流与硫酸是呈湍流状态进行接触传质的，硫酸液滴也是呈“雾沫状态”挟带于气流之中，必须在除雾净化工序中予以除去，这对采用“氯气离心式压缩机组”进行氯气压缩输送工艺来说尤为重要。因为要确保在压缩机的流体通道内不结垢、流体通道畅通，使输送气量不受影响是十分重要的。故氯气在进入压缩机之前先采用酸雾捕集器进行酸雾吸收。2.2.3压缩部分氯气的压缩输送方式是很多的，能够采用离心式鼓风机、“液环式”压缩机、往复式压缩机、螺杆式压缩机以及离心式压缩机等；本设计中采用离心压缩机输送。氯气离心式压缩机是适用于氯气大流量、中低排出压力场合下，高效实用的压缩机。经过处理净化后的气相氯气中所含水分已经低于100ppm、不含酸雾，完全适用于氯气的压缩输送之用[10]。一级压缩进口氯气压力表压≥-10kPa，即经过处理净化后的氯气压力大于0.093MPa，被抽吸进入离心式压缩机的一级进口，经过叶轮压缩以后，气相的温度上升同时静压能增高，被引出进入级间冷却器，将氯气温度冷却至常温。然后再次被抽吸进入第二级进口，经过叶轮压缩以后，气相的温度上升同时静压能再次增高，被引出进入级间冷却器，将氯气温度冷却至常温。如此经过几段压缩，直至气相出口排出压力达到设计要求，本设计中要求压缩出口氯气压力为0.35MPa。第三章工艺计算本设计采用直接与间接冷却相结合，二段复合干燥的工艺处理氯气。本流程为连续生产过程，涉及到的物料主要有电解湿氯气、氯水、93%硫酸以及钛冷却器用的冷冻水等，输入整个生产系统的能量主要有电能、介质带入的能量和进入物料的焓，输出的能量有冷却剂带走的能量和输出物料的焓。3.1物料衡算系统的物料衡算以质量守恒为理论基础，研究某一系统内进出物料量及组成的变化，即：系统累计的质量=输入系统的质量-输出系统的质量+反应生成的质量-反应消耗的质量假设系统无泄漏，有:dF/dt=FIN-FOUT+CR-CR当系统无化学反应发生时，有:dF/dt=FIN-FOUT在稳定状态下，有：dF/dt=FIN-FOUT=0，FIN=FOUT注：FIN—进入系统的物料流率；FOUT—流出系统的物料流率；CR—反应产生物料速率；CR—反应消耗物料速率。经过对系统整体以及部分主要单元的详细物料衡算，得到主、副产品的产量，原料的消耗量，“三废”的排放量以及最后产品的质量指标等关键经济技术指标，对所选工艺路线、设计流程进行定量评述，为后阶段的设计提供依据。该系统中氯水冷却器、硫酸冷却器以及透平机等设备物料均为一进一出，假设系统无泄漏，故不需对这些设备进行物料衡算；只需对塔设备与其它多进多出的设备进行物料衡算。酸雾捕集器、水雾捕集器的除雾过程为等温除雾，它主要的目的就是除去混合气中少量的水雾酸雾与盐沫，减少混合气体中水雾（酸雾与盐沫）的夹带。在计算中，按理想状态下，忽略了混合气体中夹带的少量泡沫和水雾，经过冷却器出来的各组分全部以气体的形式存在，则物流经过除雾器后可忽略各组分的微小变化。根据气体溶解度可知：氯气中的不凝性气体，（以空气代替）在混合气中含量较少，而且在水中的溶解度非常小，即可将这些气体的含量视为常数,则进出系统前后不凝性气体视为量不变。为了计算的简洁和方便，按理想化状态，忽略了气体中夹带的少量液态水雾和泡沫。混合物各组分进行编号：Cl2——a；H2O——b；AIR(不凝性气体)——c；生产在10-20mmH2O微负压下操作，可是对于常压10.33mH2O而言，可忽略不计，认为系统是在常压下操作。以表1-1中湿氯气组成为设计数据来源，本设计为80kt/a烧碱装置，按年生产时间8000h计算，则进入洗涤塔前的混合湿氯气物料总量：n总=302kmol/h其中nCl2=124.6kmol/hnH2O=172.2kmol/hnAIR=5.2kmol/h3.1.1洗涤塔至水雾捕集器前将洗涤塔至水雾捕集器前的整个系统看做一个整体进行物料衡算，冷却器的冷物流走壳程，不参与物流交换，则输入该系统的物料只有来自电解槽的90℃湿氯气F0，输出该系统的物料有氯水箱外排氯水F1、冷却器出料F7，如图3-1。冷盐水水雾捕集器F冷却器5 F7F8 冷却器电解气洗涤塔F0 98%酸洗涤塔电解槽 F3 F6冷盐水电解槽F2氯水箱氯水箱F1外排氯水图3-1洗涤塔至水雾捕集器前的物料衡算系统对该系统混合物各组分进行物料衡算：FIN=FOUT由于该系统无化学反应发生，则：∑ni入=∑ni出Cl2:n0,a=n1,a+n7,a即124.6kmol/h=n1,a+n7,a……………①H2O:n0,b=n1,b+n7,b即172.2kmol/h=n1,b+n7,b……………②AIR（不凝性气体）:n0,c=n7,c=5.2kmol/h查饱和蒸汽压表可知：T=15℃时，水的饱和蒸汽压为：Ps=1.7053kPa.由道尔顿分压定律得：=，即=………………③表3-1氯气的溶解度数据S/g1.460.9800.7160.5620.4510.3860.3240.2740.2190.125t/℃0102030405060708090查表3-1可知：T=65℃时，氯气的溶解度S==0.299g/100gH2O.则=………………④解①～④方程可得：n1,a=0.10kmol/h,n1,b=131.20kmol/h,n7,a=124.50kmol/h,n7,b=41.01kmol/h在前面的理想假设中忽略了不凝性气体的溶解度，因此在F1中不存在这些组分的含量,全部在F7中.则洗涤塔至湿氯除雾器总的物料衡算数据如表3-2。表3-2洗涤塔至水雾捕集器物料平衡表输入（F0）输出（F1、F7）组分质量kg/h组分质量kg/hCl2H2O124.6×70.91=8835.38172.2×18.02=3103.04Cl2H2O(0.10+124.50)×70.91=8835.38(131.20+41.00)×18.02=3103.04AIR5.2×29=150.8AIR5.2×29=150.8总计12089.22总计12089.22从物料计算数据中可见，水的饱和蒸汽压与温度是成正比关系的，冷却后的温度越低，含水量就越少，含水量少对氯气干燥越有利，同时对降低硫酸消耗量也有利。但温度不能过低，当低于9.6℃时，氯气和水形成Cl2.8H2O水合结晶，导致管道堵塞，温度控制指标范围为：12～18℃。3.1.2钛列管冷却器在氯碱工业中，冷却器是不可缺少的设备，冷却器的主要作用是降低混合气的温度，即可降低水蒸气的饱和蒸汽压，使水蒸气形成液态水排除出，本设计中钛列管冷却器热物流为来自洗涤塔直接降温后的45℃湿氯气，冷物流选用8℃的冷冻盐水（NaCl溶液），冷却后凝结的水分由管箱排液空排往氯水箱；控制冷却器的出口温度为15℃（指标范围12～18℃），不能过低，防止形成Cl2.8H2O水合结晶，堵塞管道如图3-2。冷却器F5（45℃）F7（15℃）冷却器F6（15℃）图3-2钛列管冷却器物料衡算此设备混合物各组分的物料衡算：FIN=FOUT由于该系统无化学反应发生，则：∑ni入=∑ni出Cl2:n5,a=n7,a+n6,a即n5,a=124.5004+n6,a…①H2O:n5,b=n7,b+n6,b即n5,b=41.001+n6,b…②AIR:n5,c=n7,c=5.2查饱和蒸汽压表可知：T=45℃时，水的饱和蒸汽压为：Ps=9.5837kPa.由道尔顿分压定律得：=即=…③查表3-1可知：T=15℃时,氯气的溶解度S==0.848g/100gH2O则=…④解①～④方程可得：n5,a=124.51kmol/h；n5,b=9.70kmol/h；n6,a=0.01kmol/h；n6,b=31.30kmol/h表3-4冷却器物料平衡表输入（F5）输出(F6、F7)组分质量/（kg/h）组分质量/（kg/h）Cl2H2O124.51×70.91=8829.0441.00×18.02=738.82Cl2H2O(0.01+124.50)×70.91=8829.04(31.30+9.70)×18.02=738.82AIR5.2×29=150.8AIR5.2×29=150.8总计9718.66总计9718.663.1.3水雾捕集器水雾捕集过程为等温除雾，它主要的目的就是除去混合气中少量的水雾，减少混合气体中水雾的夹带，降低氯气中含水率；在计算中，按理想状态下，忽略了混合气体中夹带的少量泡沫和水雾，经过冷却器出来的各组分全部以气体的形式存在，则经过湿氯气水雾除雾器后可忽略各组分的微小变化，如图3-3。F7(15℃)水雾除雾器F8(15℃)图3-3水雾除雾器物料衡算系统则湿氯除雾器的物料衡算：FIN=FOUT由于该系统无化学反应发生，则：∑ni入=∑ni出即：F7,i=F8,i；Cl2:n7,a=n8,a=124.50kmol/h；H2O:n7,b=n8,b=9.70kmol/h；AIR:n7,c=n8,c=5.20kmol/h；

3.1.4氯水箱氯水箱是为氯水洗涤塔提供循环氯水，并收集因为保持洗涤塔液位排出洗涤塔的循环氯水与冷却器冷凝下来的氯水。F2为洗涤塔排出氯水，F3为去往洗涤塔的循环氯水，F6为来自冷却器的冷凝氯水，如图3-4。氯水箱F2F3氯水箱F6F1图3-4氯水箱物料衡算系统对该系统混合物各组分进行物料衡算：∑ni入=∑ni出Cl2:n2,a+n6,a=n1,a+n3,an2,a+0.01=2.04+0.10……………①H2O:n2,b+n6,b=n1,b+n3,bn2,b+31.30=131.20+2684.40……………②由①～②方程得：n2,a=2.11kmol/h；n2,b=2802.29kmol/h表3-5氯水箱物料平衡表输入（F2、F6）输出(F1、F3)组分质量/（kg/h）组分质量/（kg/h）Cl2H2O(2.13+0.01）×70.91=151.75(2802.29+13.30)×18.02=50737.03Cl2H2O(0.10+2.04)×70.91=151.75(131.20+2684.40)×18.02=50737.03总计50888.78总计50888.783.1.5洗涤塔以上的计算过程中进、出洗涤塔的各物料的数据都已求得，由表3-6可知，洗涤塔各物料守衡。表3-6洗涤塔物料平衡表输入(F0、F3)输出(F4、F2)组分质量/（kmol/h）组分物质的量/（kmol/h）Cl2H2O(124.6+2.04)×70.91=8980.22(172.2+2684.40)×18.02=50659.47Cl2H2O(2.15+124.49)×70.91=8980.22(2802.29+9.70)×18.02=50659.47AIR5.2×29=150.8AIR5.2×29=150.8总计59790.49总计59790.493.1.6干燥塔干燥塔是氯气处理工序的重要设备，干燥效果的好坏直接影响氯气的指标。在这里主要计算干燥塔上顶的出口物料组成，浓硫酸的质量消耗流量，稀硫酸的质量排放流量。F1120℃F1518℃组合塔F12组合塔填料塔F10F10F14填料塔F920℃ F13F815℃图3-5干燥部分物料衡算系统本设计中填料干燥塔浓硫酸的除水除水效率取75%，忽略Cl2在93%的浓硫酸中微量的溶解，即n8,a=n11,a=n15,a=124.50kmol/h.F11中含水量n11,b=（1-75%）n8,b=9.697×（1-75%=2.4243kmol/h本设计中F15中水含量取30ppm，忽略Cl2在93%的浓硫酸中微量的溶解，即n8,a=n11,a=n15,a=124.50kmol/h.则≈即=30ppm解得：n15,b=0.0177koml/h.一、一段干燥塔在一段填料干燥塔中，主要计算干燥塔上顶的出口F11物料组成，进料浓硫酸F10的质量消耗流量，出料稀硫酸F9的质量排放流量。忽略氯气在浓硫酸中的溶解，各物料的衡算式∑ni，入=∑ni，出，Cl2:n8,a=n11,a=124.50kmol/hH2O:n8,b+n10,b=n9,b+n11,b9.70+n10,b=2.4243+n9,b……………①AIR:5.2kmol/h在实际生产中，为防止冬季硫酸结冰，用93%浓硫酸作为干燥剂，对湿氯气进行干燥，当硫酸降为75%时进行外排。设93%、75%的硫酸中纯硫酸物质的量为Nkmol/h.（分子量M=98.07）则：98.07N=93%×（98.07×N+18.02×n10,b）……………②98.07N=75%×（98.07×N+18.02×n9,b）……………③解①～③方程可得：N=5.1776,n10,b=2.1209,n9,b=9.3936则93%硫酸的质量流量为：L1=N×M(H2SO4)+M(H2O)×n10,b=5.1776×98.07+18.02×2.1209=508.16kg/h.75%硫酸的质量流量为：L2=N×M(H2SO4)+M(H2O)×n9,b=5.1776×98.07+18.02×9.3936=639.21kg/h.表3-7一段填料干燥塔物料平衡表输入(F8、F10)输出(F9、F11)组分质量/（kg/h）组分质量/（kg/h）Cl2H2O124.50×70.91=8828.32（9.70+2.12）×18.02=212.96Cl2H2O124.50×70.91=8828.32（2.4243+9.39）×18.02=212.96AIRH2SO45.2×29=150.85.1776×98.07=507.78AIRH2SO45.2×29=150.85.1776×98.07=507.78总计9699.06总计9699.06知填料干燥塔浓硫酸的除水能力为：131.0550kg/h，除水效率75%.二、二段干燥塔（泡罩+填料）在组合干燥塔中，带水氯气F11从塔底进入，干燥后从塔顶F15出塔；浓硫酸F12从塔顶进料，依次溢流经过5层泡罩塔板后进入填料层，塔底硫酸由循环泵打入塔中部循环到填料层进料F14,浓度低于75%的硫酸由F13排出。如图3-6：F1518℃组合塔F12组合塔F14F11F13图3-6二段组合干燥塔忽略氯气在浓硫酸中的溶解，各物料的衡算式∑ni，入=∑ni，出，Cl2:n8,a=n15,a=124.50kmol/hH2O:n12,b+n11,b=n13,b+n15,b即2.4243+n12,b=0.0177+n13,b………………①AIR:5.2kmol/h在实际生产中，用93%浓硫酸作为干燥剂，对湿氯气进行干燥，当硫酸降为75%时进行外排.设93%、75%的硫酸中纯硫酸物质的量为Nkmol/h.（分子量M=98.07）则：98.07N=93%×（98.07×N+18.02×n12,b）……………②98.07N=75%×（98.07×N+18.02×n13,b）……………③解①～③方程可得：N=1.7133,n12,b=0.1290,n13,b=2.5356则93%硫酸的质量流量为：L1=N×M(H2SO4)+M(H2O)×n10,b=1.7133×98.07+18.02×0.1290=170.36kg/h.75%硫酸的质量流量为：L2=N×M(H2SO4)+M(H2O)×n9,b=1.7133×98.07+18.02×2.5356=213.72kg/h.表3-8二段组合干燥塔的物料平衡表输入(F8、F10)输出(F9、F11)组分质量/（kg/h）组分质量/（kgl/h）Cl2:H2O:24.5004×70.91=8828.32(2.4243+0.1290)×18.02=46.01Cl2:H2O:24.5004×70.91=8828.32(0.0177+2.5356)×18.02=46.01AIR:H2SO4:5.2×29=150.81.7133×98.07=168.02AIR:H2SO4:5.2×29=150.81.7133×98.07=168.02总计：9193.15总计：9193.15从表中可知填料干燥塔浓硫酸的除水能力为：43.37kg/h，除水效率99.27%.3.2热量衡算系统的热量衡算热量守恒为理论基础，研究某一系统内各类型的热量的变化对后续计算提供依据：(1)确定流程中机械所需的功率，为设备设计和选型提供依据。(2)确定各单元操作中所需的热量或冷量及传递速率，确定加热剂和冷剂的用量，为后续换热和公用工程的设计做准备。(3)最终计算出所需的热量和费用，判定工艺过程的经济性。3.2.1洗涤塔及氯水箱在该系统中，来自电解槽的90℃高温湿氯气经过洗涤塔35℃氯水喷淋洗涤直接冷却后温度下降到45℃，氯水由氯水箱经氯水循环泵打入。输入系统的热量，由90℃湿氯气带入热量，冷却器冷凝氯水F6带入热量；输出系统的热量，出塔45℃湿氯气F5带走热量，排出氯水带走热量，如图3-7。F5（45℃）洗涤塔洗涤塔F0（90℃）F3F2氯水箱氯水箱F6（15℃）F1（65℃） 图3-7洗涤塔及氯水箱系统表3-9水标准焓值、氯气标准焓值温度℃物质152040456580H2OkJ/kgl62.8083.74167.47188.41272.40334.94g2520.502530.102568.602577.802615.502642.30Cl2kCal/kg164.70165.04166.23166.48167.24167.47一丶洗涤塔热量衡算因为其它组分的含量较少，引起微小的热量变化可忽略不计，需要水和氯气的物性参数即可。假设此系统可忽略热量损失。系统的热量衡算：△H=∑H出-∑H入即△H=△H5+△H1-△H0-△H6（1）ΔH0=∑mo,i×h0,i≈mo,a×h0,a+mo,b×h0,b=167.47×4.1868×124.6×70.91+2642.30×18.02×133.8024=14394222.41kJ/h（2）ΔH6=∑m6,i×h6,i=m6,a×h6,a+m6,b×h6,b =164.70×4.1868×70.91×0.0101+62.80×18.02×31.304=35919.429kJ/h.（3）ΔH1=∑m1,i×h1,i=m1,a×h1,a+m1,b×h1,b=167.24×4.1868×70.91×0.0996+272.14×18.02×131.199=648341.257kJ/h.（4）ΔH5=∑m4,i×h4,i≈m4,a×h4,a+m4,b×h4,b=166.48×4.1868×70.91×124.4903+2577.8×18.02×9.697=6603449.81kJ/h.则该系统与洗涤塔换热器进行的热量交换为:Q=△H=△H5+△H1-△H0-△H6=6603449.81+648341..41-35919.429=-7178350.772kJ/h.表3-10洗涤塔及氯水箱的热量计算表输入kJ/h输出kJ/hΔH014394222.41ΔH635919.429总计14430141.84ΔH1648341.257ΔH56603449.81总计7251791.067该系统与洗涤塔换热器进行的热量交换Q=-H=ΔH1+ΔH4-ΔH0-ΔH6=7178350.772kJ/h由于系统热量太多，仅靠氯水冷却不能满足热量平衡，因此需要在氯水进入洗涤塔之前设置氯水冷却器带走多余热量。该冷却器热负荷Q=7178350.772÷3.600=1993.986kW二、氯水箱循环氯水量计算氯水中氯的含量较少，对于大量的水来说，其可忽略不计，平均热容用水代替。查《化工热力学》[11]得水的Cp=4.176kJ/kg由公式：Q=∑mi×Cp×Δt≈m3,b×Cp,b×Δt得n3,b===2684.3963kmol/h.由表3-1可知：T=65℃时，氯气的溶解度S=0.299g/100gH2O则==，可求得n3,a=2.0397kmol/h.氯水箱循环水量F3=2684.3963×18.02=48372.8213kg/h3.3.2钛列管冷却器换热器是化工厂最常见的主要设备之一，它主要的作用就是进行热量的交换。根据换热器的两流体的情况，热流体为经洗涤塔冷却后温度下降为45℃的湿氯气，控制冷却器的出口温度为15℃（指标范围12～18℃），不能过低，防止形成Cl2.8H2O水合结晶，堵塞管道。冷流体为进口温度8℃冷冻盐水，由于湿氯气具有一定的腐蚀性，为了保证设备使用的安全性，则湿氯气走管程，冷冻盐水走壳程。(1)此设备混合物各组分的物料：F5:n5,a=124.5105kmol/h；n5,b=41.0001kmol/h；n5,c=n7,c=5.2kmol/h；F6:n6,a=0.0101kmol/h；n6,b=31.304kmol/h ；F7:n7,a=124.5004kmol/h；n7,b=9.697kmol/h；n5,c=n7,c=5.2kmol/h；(2)F5混合物流比热容：cm=cs+Xcwcs：绝干物料比热；cw：所含水分比热；X：干基含水量查表3-9，45℃时：cm=166.48×4.1868+×272.40=783.1212kJ/kg(3)F6混合物流比热容该物流中，n6,a=0.0101kmol/h；n6,b=31.304kmol/h；氯气可忽略不计，以15℃液态水为准。C6=62.80kJ/kg(4)F7混合物流比热容：cm=cs+Xcw查表3-9，15℃时：cm=164.70×4.1868+×62.80=694.2612kJ/kg(5)热物流热量交换ΔH5=783.1212×（124.5105×70.91+41.0001×18.02+5.2×29）=6610889.7461kJ/h；ΔH6=62.80×31.304×18.02=35431.0004kJ/h；ΔH7=694.2612×（124.5004×70.91+9.697×18.02+5.2×29）=6355157.353kJ/h；ΔHQ=(ΔH6+ΔH7-ΔH5)=-1220301.393kJ/h；由热物流热量损失可得到换热器热负荷Q=1220301.393÷3.6=338972.6092w(6)冷物流流量计算冷却物流为质量含量为10%的氯化钠冷冻盐水，进口温度8℃，冷却后出口温度12℃。定性温度T=（8+12）/2=10，查阅《氯碱工业理化常数手册》[11]，10℃时，10%氯化钠溶液的比热容C=3.722kJ/kg.K-1根据热量守恒：Q=Wc×Cpc×(T2－T1)则有338972.6092=Wc×3.722×（12-8）解得Wc=22768.176kg/h3.3.3一段干燥塔在一段干燥塔中，进塔物流为冷却器冷却后经水雾捕集处理过的含水氯气，温度为15℃，经14℃硫酸喷淋干燥后出口氯气与硫酸温度均上升至20℃。系统的热量衡算：△H=∑H出-∑H入即△H=△H9+△H11-△H8-△H10(1)查表3-9可知：T8=15℃时，=164.70kcal/kg，(g)=2520.5kJ/kg.则ΔH8=∑mi×hi≈m8,a×h8,a+m8,b×h8,b=164.70×4.1868×70.91×124.5004+2520.5×18.02×9.697=6133140.383kJ/h.(2)在F10中T10=14℃，以0℃为基准，定性温度：=7℃该条件下对应的硫酸的平均热容为：Cp=0.340kCal/kg=1.4235kJ/kgΔH10=m×Cp×Δt=508.1565×1.4235×(14-0)=10127.0509kJ/h.(3)在F11中，T11=20℃时，查表2-4可知：hCl2=165.04kCal/kghH2O(g)=2530.1kJ/kg.ΔH11=∑mi×hi≈m11,a×h11,a+m11,b×h11,b=124.5004×70.91×4.1868×165.04+2530.1×18.02×4.4243=6301992.964kJ/h.(4)在F9中，T9=20℃时，以0℃为基准，定性温度：(20+0)/2=10℃该条件下对应的硫酸的平均热容为：Cp=0.442kCal/kg=1.8506kJ/kgΔH9=m×Cp×Δt=639.2105×1.8506×(20－0)=23658.459kJ/h因此Q=△H=△H9+△H11-△H8-△H10=23658.459+6301992..383-10127.0509=482383.989kJ/h.表3-11干燥塔热量计算表输入kJ/h输出kJ/hΔH86133140.383ΔH1010127.0509总计6143267.434ΔH923658.459ΔH116301992.964总计6625651.423说明：被循环酸冷却水吸收的热量Q=ΔH=ΔH10+ΔH11－ΔH8－ΔH9=482383.989干燥过程中，因为硫酸吸水为放热过程，需要设置硫酸冷却器带走多余热量，该冷却器热热负荷Q=182383.9891÷3.6=133.95kW3.3.4二段干燥塔二段干燥塔采用温度为14℃的93%浓硫酸对一段干燥塔来的20℃湿氯气进行吸水干燥，塔顶浓硫酸一次溢流过5层泡罩塔板后进入填料层，塔底硫酸经硫酸循环泵打入塔中部进入填料层循环利用，在二段干燥塔中，除水量较少，假设其为等温干燥，干燥后的硫酸与氯气温度均为20℃。系统热量衡算：△H=∑H出-∑H入即△H=△H13+△H15-△H12-△H11(1)由对一段干燥塔的衡算可知：ΔH11=6301992.964kJ/h.(2)在F12中T12=14℃以0℃为基准，定性温度：=7℃该条件下对应的硫酸的平均热容为：Cp=0.340kCal/kg=1.4235kJ/kgΔH12=m×Cp×Δt=170.3587×1.4235×(14-0)=3395.079kJ/h.(3)在F15中，T15=20℃时，查表2-4可知：hCl2=165.04kCal/kghH2O(g)=2530.1kJ/kg.ΔH15=∑mi×hi≈m11,a×h11,a+m11,b×h11,b=124.5004×70.91×4.1868×165.04+2530.1×18.02×0.0177=6101085.485kJ/h.(4)在F13中，T13=20℃时，以0℃为基准，定性温度：=10℃该条件下对应的硫酸的平均热容为：Cp=0.442kCal/kg=1.8506kJ/kgΔH13=m×Cp×Δt=213.7148×1.8506×(20－0)=7910.012kJ/h因此Q=△H=△H13+△H15-△H12-△H11=7910.012+6101085.485-3395..964=-196392.54kJ/h.表3-12干燥塔热量计算表输入kJ/h输出kJ/hΔH116133140.383ΔH123395.079总计6136535.462ΔH137910.012ΔH156101085.485总计6108995.497说明：被循环酸冷却水吸收的热量Q=ΔH=ΔH10+ΔH11－ΔH8－ΔH9=-196392.54干燥过程中，因为硫酸吸水为放热过程，需要设置硫酸冷却器带走多余热量，该冷却器热热负荷Q=196392.54÷3.6=54.56kW

第四章设备设计及选型本项目流程中包含多种设备，塔、换热器、捕雾器、泵、压缩机等。由于所选用设备多，本说明书中仅对一段干燥塔进行详细计算说明，其余设备进行主体参数设计。4.1一段干燥塔（填料吸收塔）一段干燥塔的主要任务是浓硫酸吸收氯气中的水分，干燥塔形式采用填料塔，浓硫酸吸水是强放热反应，但考虑到实际操作中所吸水相对量比较少，为131.0550kg/h，即0.0364kg/s。相对量比较少，因此认为是等温吸收干燥，本设计取T=18℃的等温吸收。本设计填料采用Ф73×27×3梅花环CPVC（乱堆）填料，塔体材料选用PFR/PVC复合材料[13]。4.2.1塔径一、流量计算(1)混合气的质量流量：Wv=124.5004×70.91＋9.697×18.02＋5.2×29=9153.8633kg/h.(2)混合气体的体积流量：m3/h.Vh=139.3974××22.4=3328.3810m3/h.则混合气的密度:ρv=Wv/Vh=9153.8633/3328.3810=2.72kg/m3.(3)93%硫酸的质量流量：WL=170.3587kg/h.93%硫酸的密度：ρL=1836kg/m393%硫酸的粘度：μL=30mPa·s则（）0.5=()0.5=0.0005

二、气速计算(1)根据原料气的性质，选用Ф73×27×3梅花环CPVC填料（乱堆），该填料的有关参数如下：比表面积=127m2/m3；干填料因子Φ=94m-1；孔隙率P=0.92；液体密度校正系数=1000/1836=0.544.查埃克特通关联图[14]得纵坐标：当横标为0.0005时，纵标为0.24，即=0.24(2)泛点气速uF===1.29m/s.(3)取安全系数为70%，空塔气速u=0.7uF=0.7×1.29=0.903m/s.二、塔径计算D==1.193m.圆整后塔径取D=1.2m.(1)喷淋度校核：D/d=1200/73=16>8（所选的填料规格适宜）取（Lw）min=0.08m3/(m.h)最小喷淋密度：Umin=（Lw）min×a=0.08×127=10.16m3/(m2.h)操作喷淋密度：U==0.042校核结果：U≤Umin(2)安全系数校核：操作空塔气速：u===0.908m/s则安全系数为u/uF=0.908/1.29=70.43%经校核，各参数选用D=1.2m合理.4.2.2填料层高度一、传质单元数传质单元数：NoG=（以下假设恒摩尔流状态）浓硫酸的进塔流量:L=5.1776kmol/h浓硫酸进塔组成摩尔比:X2==0.4096氯气进塔组成摩尔比:Y1==0.0748氯气出塔组成摩尔比:Y2==0.0187进塔惰气流量摩尔比:V=V总（1-XH2O）=(124.5004+5.2+9.697)×(1-0.0696)=129.6953kmol/h出塔惰相组成摩尔比:X1=V（Y1-Y2）/L＋X2=1.7493VY2LX1干干燥塔VY1LX1图4-1干燥塔系统由汽液平衡公式Y*=计算平衡浓度Y1*、Y2*.由前面计算过程可知水的平衡分压为：=，计算得p*=1762.1720pa.根据亨利定律得：E===6064.0352Pa.则m===0.0598因此Y1*===0.0396Y2*===0.0177则ΔY1=Y1－Y1*=0.0748－0.0396=0.0352ΔY2=Y2－Y2*=0.0187－0.0177=0.0010ΔYm===0.009576传质单元数：NoG===5.86二、单元传质高度采用Ф73×27×3梅花环CPVC为填料时，根据相关经验值，取总体积传质系数=172.5kmol/(m3/h).单元传质高度：HoG===0.7149m.因此填料层高度：Z=NoG×HoG=5.8584×0.7149=4.1882m.设计取填料塔高度为：H=1.4×Z=1.4×4.1882=5.86≈6m.因为H≧hmax=4m,因此填料层分为二段，每段为3m.表4-1散装填料分段高度推荐值表填料类型h/Dhmax拉西环2.5≤4m矩鞍5-8≤6m鲍尔环5-10≤6m阶梯环8-15≤6m环矩鞍8-15≤6m4.2.3填料层压降利用埃克特通用关联图计算填料层压降：当纵标=0.24,横标（）0.5=0.0005时，查图可知塔内操作条件下的压强降为Δp/z=200Pa/m.则全塔填料压降Δp=200×6=1200Pa4.2.4塔附属高度塔的附属高度主要包括塔的上部空间高度，安装液体分布器所需的空间高度，塔的底部空间高度等。塔的上部空间高度是为了是随气相携带的液滴能能从气流中分离出来而留取的高度，可取1.2m（包括除沫器的高度）。设定塔液相停留时间为10s，则塔釜液所占空间高度为H===0.68m.考虑到气相接管的空间高度，底部空间高度取1.0m，最终得到塔的附属空间高度为1.0+1.2=2.2m。支座一般均选用圆筒形或圆锥形的裙座。塔径1.2m>1m，H/D=8.3<30因此采用圆柱形裙座：Hp=2+D/2=2.6m封头选取标准椭圆形封头，根据JB/T4746-，h=25mm，H=325mm。[10]4.2.5其它装置及塔内件填料塔的附属内件主要包括：填料支承装置、液体分布及再分布装置、气体进口分布装置及出口除沫装置等。附属结构的选型、设计、安装是否正确合理，对填料塔的操作和传质分离效果都会有直接影响，应给予足够的重视[15]。一、塔封头本工艺精馏塔是受内压的塔器设备器，选择标准椭圆形封头，形状系数K=1，则。其圆边高度，壁厚为塔体壁厚，因此直边高度。最终确定椭圆形封头外径为1210mm，壁厚为5mm，圆边高度为300mm，直边高度为25mm。二、塔支座选用圆筒形裙式支座，材质为(正火)，裙座与塔体的连接采用对接式焊接，裙座筒体外径为1210mm，筒体厚度8mm，地脚螺栓座的结构选择外螺栓座结构型式，螺栓规格为，个数28个，基础环板厚度为25mm。裙座上开设圆形人孔方便检查，裙座高度三、接管1、氯气出料管取塔顶氯气流速，气相体积流量V=3328.3810m3/h，则塔顶蒸汽管径：圆整后选取管子规格为。实际流速：2、氯气进料管由于脱出水分后，气体体积流量变化不大，故进料气体接管选用与氯气出口接管一致，管子规格为。3、硫酸进料管取液体流速，液相体积流量V=0.462m3/h，则回流管径为：圆整后取管子规格为。实际流速：4、硫酸出料管取塔底出料流速，液相体积流量V=0.530m³/h，则塔底出料管径为：圆整后取管子规格实际流速：四、填料支承装置填料支承装置的作用是支承塔内的填料。它应具有：

(1)足够的机械强度以承受设计载荷量，支承板的设计载荷主要包括填料的重量和液泛状态下持液的重量。

(2)足够的自由面积以确保气、液两相顺利经过。总开孔面积应尽可能不小于填料层的自由截面积。开孔率过小可导致液泛提前发生。一般开孔率在40%以上。

常见的填料支承装置有栅板型、孔管型、驼峰型等。对于散装填料，一般选用孔管型、驼峰型支承装置；对于规整填料，一般选用栅板型支承装置。设计中，为防止在填料支承装置处压降过大甚至发生液泛，要求填料支承装置的自由截面积应大于75%。本设计中选用驼峰型支承板。图4-2驼峰型填料支承板五、填料压紧装置填料上方安装压紧装置可防止在气流的作用下填料床层发生松动和跳动。填料压紧装置分为填料压板和床层限制板两大类，每类又有不同的型式。填料压板自由放置于填料层上端，靠自身重量将填料压紧。它适用于陶瓷、石墨等制成的易发生破碎的散装填料。床层限制板用于金属、塑料等制成的不易发生破碎的散装填料及所有规整填料。床层限制板要固定在塔壁上，为不影响液体分布器的安装和使用，不能采用连续的塔圈固定，对于小塔可用螺钉固定于塔壁，而大塔则用支耳固定。设计中，为防止在填料压紧装置处压降过大甚至发生液泛，要求填料压紧装置的自由截面积应大于70%。本设计中选用压紧网板。图4-3填料压紧网板六、液体分布装置为了实现填料内气液二相密切接触、高效传质，填料塔的传质过程要求塔内任一截面上气液两相流体能均匀分布，液体的初始分布至关重要，初始分布器设置于填料塔内，用于将塔顶液体均匀分布在填料表面上。液体分布器的性能主要由分布器的布液点密度、各布液点均匀性、布液点上液相组成的均匀性决定，设计液体分布器主要是决定这些参数的结构尺寸。对液体分布器的选型和结构设计，一般要求：液体分布均匀；自由截面积大；操作弹性打；不易堵塞，不易引起雾沫夹带及起泡等。液体分布器种类较多，一般多以液体流动的推动力或按结构形式分。按液体流动推动力分为重力式和压力式；按结构形式可分为多空型和溢流型。多空型液体分布器又分为：莲蓬式喷洒器、直管式、排管式、双排管式；溢流型又分为：盘式液体分布器和槽式液体分布器。根据本设计要求与物料性质，选用二级槽式液体分布器。图4-4二级槽式液体分布器布液孔数应依据所用填料所需的质量分布要求觉得，喷淋点密度应遵循填料效率越高所需喷淋点密度越大的规律：分布点密度计算：按照埃克特建议值：D≥1.2m时，喷淋点密度取42点/m2塔截面积；总布液孔数n=0.785×1.22×42=47.4768取布液孔数为48点布液计算：由L==0.0768m2/s取开孔系数：Φ=0.60，开孔上方液位高度：ΔH=160mmd0==0.018m，取d0=18mm；最终确定，布液点数取48点，布液孔径d0=2mm；选取正三角形排列分布。表4-2埃克特散装填料塔分布点密度建议值表塔径，mm分布点密度，点/m2塔截面积D=400330D=750170D≥120042七、液体再分布器液体在散装填料层内项下流动时，流动趋势逐渐靠向塔壁，这种现象称为壁流效应，造成气液两相在填料层分布不均匀，从而使反应效率下降。为此，当填料层较高时，需要进行分段，中间设置液体再分布装置，液体再分布装置包括液体收集器和液体再分布器，上层填料流下的液体经液体收集器收集后送到液体再分布器，经重新分布后喷淋到下层填料的上方。本设计中塔液体收集与再分布装置，选用与液体分布器相同的二级槽式液体分布器。八、除沫器本设计中，由于后续工艺采用透平压缩输送氯气，氯气中不能夹带酸雾，根据工艺过程要求，应设置除沫器。常见除沫装置有折板除沫器、丝网除沫器以及旋流板除沫器。折板除沫器结构简单，但耗用金属多，造价大，在大塔中尤为明显，逐渐为丝网除沫器所代替。本设计选用丝网除沫器。使用面积的计算，若丝网除沫器为圆形，可按下式确定其直径：D0=Vs为气体处理量；m3/su为设计气速；m/s设计气速取1.0m/s则D0==1.08m本设计中丝网除沫器安装于塔顶，回流液与进塔料液无闪蒸，所需塔顶空间高度H4=1200mm，填料顶部至丝网除沫器底板高度h=900mm。图4-5装在塔顶的除沫器4.3氯水洗涤塔氯水洗涤塔的功能是经过气液逆流接触对高温湿氯气中的酸雾盐沫吸收，并对其进行直接冷却，使其温度下降到45℃；由于高温湿氯气进塔温度为90℃，本设计取100℃为设计温度。氯水洗涤塔选用填料塔，本设计填料采用Ф73×27×3梅花环CPVC（乱堆）填料，塔体材料选用全钛材质。4.3.1塔径一、流量计算(1)混合气的质量流量：Wv=124.6×70.9