石墨降膜吸收器設計結構要點

石墨降膜吸收器根據結構分為2種,一種是列管式,另一種是圓塊孔式。由于列管式降膜吸收器結構簡略、制造便利、資料利用率高、本錢較低、可制成較大標準用于處理量較大的吸收進程,因而被廣泛應用于鹽酸出產。下面從石墨降膜吸收器的結構特點下手,提出降膜吸收器的工藝規劃辦法,并對1.0萬t/a 31%鹽酸的降膜吸收器進行了選型規劃。

1降膜吸收器工藝規劃辦法

2.1規劃核算程序降膜吸收器在吸收進程中不斷地將溶解熱移走,吸收液均勻分布成薄膜狀沿管的四周流動,進行傳質,因而降膜吸收器的規劃既要滿意換熱面積要求,一起還要滿意吸收面積要求。因降膜吸收器的根本結構方式為列管式換熱器,因而總的規劃程序為先進行換熱面積規劃核算,并依此確認設備類型,然后根據所定設備類型的工藝尺度對吸收面積進行校核,直到換熱面積與吸收面積都符合操作條件。在換熱面積的總傳熱系數規劃中,管內側均勻對流傳熱系數采用威爾克(Wilke)[1]的實驗公式,管外側均勻對流傳熱系數依據凱恩(Kern)法[2-3]進行規劃核算。吸收面積的總傳質系數及傳質推進力的規劃中,由所以高濃度吸收,所以采用諾曼法(Norman)或莫里斯法(Morris),并依據Carey和Williamson提出的線圖進行規劃核算[4-6],其中傳質系數由降膜式鹽酸吸收器中的傳質系數圖[7]得到。

2.2首要數學模型

核算換熱面積的首要數學模型(1)管內側均勻對流傳熱系數αi=αi1l1+αi2l2l。其中:αi1=0.094 2μicp iRe4l1+1.88λig1/3(3/4)1/3(μi/ρi)2/3R1e/3。B=WiπNDi,由B查過渡區的長度圖[1]得到l1;l2=l-l1;Re3 200,αi2=0.006 6λiδ(Re4)14/15(cp iμiλi)0.344。Re<1 600,δ=0.302(3μ2igρ2i)1/3(Re4)8/15;Re>1 600,δ=(3μ2igρ2i)1/3(Re4)1/3。Reu=2 460(cp iμiλi)-0.646;Re=4Bμi。(2)管外側均勻對流傳熱系數αo。αo=0.36λoDe(Deuoρoμo)0.55(cp oμoλo)0.33(μoμw)0.14。De=4(槡3t2/2-πD2o/4)πDo;uo=Vo3 600A;A=hD(1-Do/t)。(3)總傳熱系數K。1K=1αo+ro+DoDm·tsλ+riDoDi+1αi·DoDi。(4)換熱面積S=QΔtmK。

核算吸收面積的首要數學模型(1)操作線方程:y1-y=-LV·x1-x+y21-y2+LV·x21-x2。(2)傳質進程均勻推進力Δym。Δym=f1Δyc(Norman法)或Δym=f2Δyav(Morris法),f1由Δyc/Δy1及Δyc/Δy2查均勻推進力求算變形圖(Carey and Williamson)得到,f2由Δyc/Δyav及Δy1/Δy2查均勻推進力求算變形圖得到,Δyav=(Δy1+Δy2)/2。(3)氣體質量流量Go=mo/(π/4DiN)。(4)總傳質系數Kym。由于HCl氣體易溶于水,屬氣膜操控,傳質系數1/Ky=1/ky+m/kx中可忽略液膜阻力m/kx,即Ky=ky。依DiGo/(μM1.75)查圖(降膜式鹽酸吸收器中的傳質系數圖),得到降膜吸收器出口、進口以及操作規模中點處氣相傳質系數kG1、kG2、kGc,通過Ky=kGp得到Ky1、Ky2、Kyc,再由Kyc/Ky1及Kyc/Ky2查均勻推進力求算圖(Carey and Williamson)得到f1,從而得到總傳質系數Kym=f1Kyc�；蛘哂蒏yc/Kyav及Ky1/Ky2查均勻推進力求算變形圖得到f2,從而得到總傳質系數Kym=f2Kyav,Kyav=(Ky1+Ky2)/2。(5)吸收面積F=WKymΔym。

規劃核算實例以吉蘭泰湖鹽為質料電解出產氫氧化鈉,部分氯氣用于出產鹽酸,出產鹽酸的吸收系統采用一級降膜加尾氣吸收,出產能力31%鹽酸1.0萬t/a,年工作時間8 000 h。出產設備條件如下。①入降膜吸收器合成氣組成(體積分數),HCl95.80%、O2 0.45%、N2 2.27%、CO2 0.42%、H2 O1.06%;合成氣流量11.10 kmol/h,合成氣體溫度40℃。②至尾氣吸收塔的尾氣組成(體積分數),HCl 89.84%、O2 1.15%、N2 5.85%、CO2 1.08%、H2 O 2.08%;尾氣流量4.30 kmol/h,尾氣溫度35℃。③來自尾氣吸收塔的稀酸液組成(質量分數),HCl 13.4%、H2 O 86.6%;稀酸液流量1 002.25kg/h,稀酸溫度40℃。④制品鹽酸組成(質量分數),HCl 31.00%、H2O 69.00%;制品鹽酸流量1 250.00 kg/h,制品鹽酸溫度35℃。⑤冷卻水進口溫度25℃,冷卻水進口、出口溫差5℃;⑥鹽酸合成系統壓力0.21 MPa(絕壓)。規劃核算中所有物性參數均由文獻[7]得到,熱量衡算中各組成的焓值均來自于文獻[8],有關規劃核算中心參數及成果如下。2.1降膜吸收器換熱面積規劃核算(1)假設總傳熱系數Kj,核算傳熱面積Sj。降膜吸收器須移出的熱量Q=808 221.665 8kJ/h,傳熱溫差Δtm=10℃,假設總傳熱系數Kj=1 835.02 kJ/(h·m2·℃),則核算得到降膜吸收器的換熱面積Sj=44.044 3 m2。(2)由核算得到的傳熱面積挑選降膜吸收器類型,并得到概略尺度。降膜吸收器類型,GX 800-Ⅰ-T-50;吸收管內徑Di=0.022 m,吸收管外徑Do=0.032 m,吸收管均勻直徑Dm=0.027 m,吸收管N=199根,吸收管長度l=3 m,降膜吸收器鋼制筒體內徑D=0.80m,管心距t=0.05 m,降膜吸收器公稱換熱面積Sh=50 m2。(3)根據挑選的降膜吸收器,核算管內側均勻對流傳熱系數αi。管內側液體比熱容cpi=3.015 0 kJ/(kg·℃),管內側液體導熱系數λi=1.552 0 kJ/(m·h·℃),重力加速度g=1.27×108 m/h2,管內側液體黏度μi=3.960 0 kg/(m·h),管內側液體密度ρi=1 095kg/m3,液體流量Wi=1 250 kg/h,管內側單位寬度流量B=90.929 5 kg/(m·h),過渡區長度l1=0.42 m,興旺區長度l2=2.58 m,管內側液膜的雷諾數Re=91.848 0,管內側液體液膜厚度δ=1.086×10-4 m,過渡區均勻對流傳熱系數αi1=15 246.997 3kJ/(h·m2·℃),流動興旺區均勻對流傳熱αi2=26 867.079 6 kJ/(h·m2·℃),液體徹底層流的臨界雷諾數Reu=658.451 0,管內側均勻對流傳熱系數αi=25 240.265 4 kJ/(h·m2·℃)。(4)根據挑選的降膜吸收器,核算管外側均勻對流傳熱系數αo。管外側冷卻水黏度μo=8.007 0×10-4 Pa·s,管外側冷卻水密度ρo=995.980 0 kg/m3,管外側冷卻水導熱系數λo=2.224 4 kJ/(m·h·℃),管外側冷卻水比熱容cpo=4.178 8 kJ/(kg·℃),管外側壁溫下冷卻水黏度μw=8.007 0×10-4 Pa·s,兩擋板間的間隔h=0.3 m,管外側當量直徑De=0.054 9m,流體流過管間的最大截面積A=0.086 4 m2,冷卻水流量Vo=38.739 3 m3/h,管外側冷卻水流速uo=0.124 6 m/s,管外側均勻對流傳熱系數αo=3 687.762 8 kJ/(h·m2·℃)。(5)核算總傳熱系數K,并得到換熱面積S。吸收管壁厚ts=0.01 m,管外側污垢熱阻ro=0.478 5×10-4 h·m2·℃/kJ,管內側污垢熱阻ri=0.478 5×10-4 h·m2·℃/kJ,石墨資料導熱系數λ=120.384 0 kJ/(m·h·℃),總傳熱系數K=1 835.909 9 kJ/(h·m2·℃),得換熱面積S=44.044 3 m2。2.2降膜吸收器吸收面積規劃核算(1)傳質進程的均勻推進力Δym。進入降膜吸收器水量L=47.916 7 kmol/h,進入降膜吸收器惰性氣體量V=0.437 2 kmol/h,降膜吸收器出口酸摩爾分數x1=18.14%,降膜吸收器進口酸摩爾分數x2=7.43%,降膜吸收器出口HCl氣體摩爾分數y1=89.84%,降膜吸收器進口HCl氣體摩爾分數y2=96.05%,出口處操作線與平衡線間摩爾分數差Δy1=75.64%,進口處操作線與平衡線間摩爾分數差Δy2=95.83%,操作規模中點處操作線與平衡線間摩爾分數差Δyc=90.71%。Δyc/Δy1=1.199 3,Δyc/Δy2=0.946 5,f1=0.948,得傳質進程的均勻推進力Δym=0.859 9。降膜吸收器HCl吸收進程的操作線與平衡線示意圖如圖1所示。圖1 HCl吸收進程的操作線與平衡線示意圖Fig.1 Illustrative diagram of operation curve andequilibrium curve for HCl absorption(2)傳質進程的總傳質系數Kym。進口處氣體質量流量m02=400.614 2 kg/h,進口處單位面積氣體質量流量G02=5 298.564 7 kg/(m2·h),進口處氣體黏度μ2=5.665 0×10-2 kg/(m·h),進口處氣體均勻相對分子質量M2=36.168 5,進口處DiG02/(μ2 M21.75)=3.857 5,進口處氣相傳質系數kG2=4.0×10-6 kmol/(m2·h·Pa),進口處氣體壓力p2=0.21×106 Pa,進口處氣相傳質系數Ky2=0.84 kmol/(m2·h),出口處氣體質量流量m01=153.397 4 kg/h,出口處單位面積氣體質量流量G01=2 028.849 8 kg/(m2·h),出口處氣體黏度μ1=5.69×10-2 kg/(m·h),出口處氣體均勻相對分子質量M1=35.646 8,出口處DiG01/(μ1M1.75)=1.553 0,出口處氣相傳質系數kG1=2.5×10-6 kmol/(m2·h·Pa),出口處氣體壓力p1=81 587.082 5 Pa,出口處氣相傳質系數Ky1=0.204 0 kmol/(m2·h),操作規模中點處氣體質量流量m0c=277.006 0 kg/h,操作規模中點處單位面積氣體質量流量G0c=3 663.709 9 kg/(m2·h),操作規模中點處氣體黏度μc=5.67×10-2 kg/(m·h),操作規模中點處氣體均勻相對分子質量Mc=36.024 0,操作規模中點處DiG0c/(μcM1c.75)=2.683 6,操作規模中點處氣相傳質系數kGc=3.0×10-6 kmol/(m2·h·Pa),操作規模中點處氣體壓力pc=145 793.592 3 Pa,操作規模中點處氣相傳質系數Kyc=0.437 4 kmol/(m2·h),Kyc/Kyav=2.144 1,Ky1/Ky2=0.520 7,f2=0.908,得總傳質系數Kym=0.397 2 kmol/(m2·h)。(3)吸收面積FC。單位時間被吸收的HCl量W=10.616 4 kmol/h,核算吸收面積FC=31.082 8 m2。2.3降膜吸收器換熱面積及吸收面積規劃成果的選型降膜吸收器以換熱面積選型類型GX 800-Ⅰ-T-50,該類型降膜吸收器換熱面積50 m2,該類型降膜吸收器吸收面積41.8 m2。核算換熱面積與實踐換熱面積的比較:S核算=44.044 3 m2,S實踐=50m2;換熱面積滿意要求。核算吸收面積與實踐吸收面積的比較:F核算=31.082 8 m2,F實踐=41.8 m2;吸收面積滿意要求。3結語從石墨降膜吸收器的結構特點下手,研究并提出了降膜吸收器的優化規劃辦法。出產實踐證明,該規劃辦法合理可行。

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