吸收塔尾气（精选7篇）
吸收塔尾气 篇1
苯胺装置废酸提浓单元是将硝化反应过程中产生的低浓度废酸进行提浓处理, 以便循环使用, 产生的尾气中主要为氮氧化物、苯及硝基苯等有机物。国标《大气污染物综合排放标准》GB16297-1996对于硝基苯生产装置废气排放有严格规定:最高允许苯排放浓度为12mg/m3、最高允许硝基苯排放浓度为16mg/m3、最高允许氮氧化物排放浓度为240mg/m3。针对苯胺装置废酸提浓尾气超标这一生产现状, 提出并实施改造措施, 提高废酸尾气吸收效果, 使尾气达标排放, 保证装置环保生产。
1 废酸提浓工艺流程及尾气产生原理
1.1 废酸提浓工艺流程
硝基苯单元提取废酸罐的提取废酸, 用原料酸泵或提取废酸泵输送, 经过工艺换热器与热的产品酸换热后进入闪蒸罐, 在闪蒸罐中通过闪蒸分离, 除掉大部分挥发性有机物及氮氧化物, 然后进入酸蒸发浓缩器浓缩。在压力7.8~9.8k Pa (A) 、温度140~150℃的条件下蒸发浓缩, 在酸蒸发浓缩器中逐段流动, 温度逐段升高, 水逐步蒸发, 稀硫酸逐步被浓缩至81%以上, 浓缩后热的成品酸流出酸蒸发浓缩器并经过工艺换热器与进料冷提取废酸换热, 然后经过成品酸冷却器进行一级冷却, 并和产品酸泵打循环的冷产品酸混合预冷却至≤60℃, 经过成品酸冷却器进行二级冷却至20~60℃进入产品酸贮罐。合格的产品酸用产品酸泵输送:一部分至81%硫酸罐, 一部分用来和浓缩出来的经过一级冷却后热的成品酸混合调温, 当产品酸不合格时送至硝基苯单元提取废酸罐。系统内经闪蒸罐闪蒸分离的气相 (Nx Oy及硝基苯和苯等有机物) 进入除雾塔, 酸蒸发浓缩器蒸发产生的气相 (水蒸气、Nx Oy及硝基苯和苯等有机物) 也进入除雾塔。在除雾塔中与酸性水泵输送来的喷淋水接触, 使过热蒸汽降温除去夹带的酸雾滴, 减少酸损失, 离开除雾塔的不凝气 (水蒸气、Nx Oy及硝基苯和苯等有机物) 经蒸汽冷凝冷却器和蒸汽尾气冷凝冷却器冷却, 水蒸气、部分有机物气体和酸性气体被冷凝后进入酸性水贮罐。剩余的Nx Oy及少量硝基苯和苯等有机物气体经液环真空泵系统后进入尾气吸收系统, 经来自硝基苯单元的提取废酸进行吸收后放空, 吸收尾气后的提取废酸输送至提取釜回收。酸性水贮罐的酸性水, 一部分至硝基苯单元中和釜, 一部分去除雾塔用作喷淋。废酸浓缩部分的真空由液环真空泵提供, 工艺流程简图如图1所示。
1.2 尾气产生原理
硝基苯生产中硝化反应生成的水使原料混酸 (H2SO4和HNO3, ) 的浓度降低, 不能满足反应需要。为了重新利用这部分混酸, 需对其进行提浓处理。在提浓过程中释放出大量含有苯、硝基苯、氮氧化物的有毒有害气体。
2 生产现状
苯胺装置废酸浓缩单元产生的尾气经冷却器冷却, 尾气中的水蒸气、部分有机物气体和酸性气体被冷凝后进入酸性水贮罐。剩余的Nx Oy、少量硝基苯和苯等有机物气体经液环真空泵系统后进入尾气吸收系统, 经来自硝基苯单元的提取废酸吸收后放空, 吸收尾气后的提取废酸输送至提取釜回收。目前提取废酸吸收效果较差, 现场经常冒黄烟, 尾气排放不达标, 严重影响着装置的清洁生产, 监测报告见表1。
3 解决问题及改造优化
3.1 解决总体思路
废酸提浓尾气中的氮氧化物主要是、NO、N203、NO2、N204、N205, 其中N203、N204、N205不稳定, 很容易转化成NO和NO2, 所以, 对氮氧化物的脱除主要考虑如何脱除这两种物质的问题。苯胺装置原有废酸提浓尾气吸收装置为废酸吸收, 利用混酸吸收塔脱除提浓尾气中的氮氧化物, 尽管可以提高混酸中的硝酸浓度, 也能脱除尾气中的部分氮氧化物, 降低生产成本, 但处理后排放尾气中的氮氧化物浓度仍然很高, 距排放标准相差甚远。
车间拟新增一套吸收塔系统, 采用粗硝基苯吸收塔脱除尾气中的有机物废气, 利用相似相容原理, 使尾气中的大量苯和硝基苯得到回收利用。同时, 粗硝基苯中的水份也能够对氮氧化物进行吸收。氮氧化物气体中除了一氧化氮外, 其它的氮氧化物都能按下列各式与水相互作用。
氮氧化物气体中N2O3含量是极少的, 因此在吸收过程中, N2O3与水的反应所占比重不大, 可以忽略。亚硝酸只是在温度低于0℃, 以及浓度极小时方才稳定, 因此亚硝酸会迅速分解:
因此, 用水吸收氮氧化物的总反应式可概括如下:
3.2 改造措施
(1) 增加吸收塔系统。一台吸收塔 (现有) 、新增一个粗硝基苯储罐 (3-5m3) , 一台磁力泵, 并增加相应管线、阀门。新增储罐使用车间原污水池加酸用硫酸储罐。将其移至一楼废酸厂房内, 原玻璃废酸换热器处, 围堰外, 基础标高400mm。罐底部出口管方向朝北。
(2) 废酸尾气进入蒸汽尾气冷凝冷却器前, 进入吸收塔用硝基苯吸收。
(3) 用粗硝基苯泵将粗硝基苯罐内粗硝基苯打入吸收塔内进行尾气吸收。
(4) 吸收后的尾气进入蒸汽尾气冷凝冷却器。
(5) 吸收尾气后的粗硝基苯进入储罐内, 用磁力泵将粗硝基苯打入中和釜。使用车间酸性水泵, 要求进口管线为DN50, 出口管线为DN40, 并增加DN40回流管线。改造后流程示意如图2所示:
4 改造优化后的运行效果预测
苯胺装置粗硝基苯中硝基苯含量约为85%, 水份含量约为10%, 苯含量约为5% (均为质量含量) , 硝基苯对尾气中的苯、硝基苯等有机物有很好的吸收效果, 粗硝基苯中的水份也能够对氮氧化物进行吸收。在常温常压条件下, 用清水吸收NO2, 根据研究院试验结果, 剩余NO2量与吸收所用水量的关系见图3。
由图3可以看出, 增加吸收塔系统使用粗硝基苯吸收后, 如果粗硝基苯流量达到5m3/h时, 粗硝基苯中所含水份流量可以达到约500kg/h, 理论上足够吸收尾气中的NO2使用。
5 结论
增加吸收塔系统后, 虽然可以有效的吸收尾气中的苯、硝基苯等有机物, 可以提高NO2的吸收效果, 但尾气中NO吸收效果有待提高, 下一步将对NO的吸收做进一步研究。
摘要：主要介绍了苯胺装置原废酸浓缩尾气吸收效果差, 尾气中氮氧化物超标等问题。针对存在的问题提出了增加吸收塔系统、使用粗硝基苯进行吸收的改造措施。通过改造后, 提高尾气吸收效果, 使废酸尾气达标排放。
关键词：废酸提浓,尾气,吸收,氮氧化物
参考文献
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吸收塔尾气 篇2
据此估算, 一个年产40k t硫磺的装置, 就有1600~3200t/a (相当于200~400kg/h) 的硫从硫回收装置尾气中排掉, 尤其是多以H2S的形式排出, 对大气的污染十分严重, 所以必须加以整治。
因此需要设置硫磺尾气脱硫装置中的尾气吸收塔, 以脱除尾气中的硫达到国家排放标准在脱硫工艺中, 其核心部件是尾气吸收塔, 一个脱硫工程能否成功, 关键于吸收塔、塔内件及与之相匹配的附属设备的设计选型是否合理可靠。在脱硫工程中运行阻力小、操作方便可靠的塔内件的形式, 对尾气脱硫效果具有较大的影响。
以中国石油股份有限公司大港石化分公司硫磺回收装置中的尾气吸收塔 (C-202) 为例, 分别考察塔盘和规整填料对尾气吸收塔的吸收效果, 并予以比较。
本次选用市面上比较常见的组合高效导向浮阀塔盘和KD-250Y规整填料。
1 所选用的塔盘和填料的规格特性介绍
1.1 组合高效导向浮阀塔盘的特点
组合高效导向浮阀塔盘是在F1型塔盘的基础上, 继承其优点, 并克服其缺点而开发的。塔板上由矩形导向浮阀 (图1) 和梯形导向浮阀 (图2) 按适当的比例组合而成。与传统的F1型浮阀塔盘相比, 组合高效导向浮阀塔盘用于气液传质, 具有良好的操作性能, 主要特点如下:
(1) 塔板上配有矩形和梯形导向浮阀, 浮阀上设有导向孔, 导向孔的开口方向与塔板上的液流方向一致。在操作中, 从导向孔喷出的少量汽体推动塔板上的液体流动, 从而可明显减小甚至完全消除塔板上的液面梯度。导向浮阀为矩形和梯形, 两端设有阀腿。在操作中, 汽体从浮阀的两侧流出, 汽体流出的方向垂直于塔板上的液体流动方向。因此, 导向浮阀塔板的液体返混是很小的, 从而提高了塔板效率。
(2) 在塔板两侧的弓形区与塔板上的中央区相比, 弓形区内梯形导向浮阀所占比率较大, 以满足消除塔板上的液体滞止区的需要。
(3) 当塔内部分塔板的液流强度较大, 部分塔板的液流强度较小时 (例如炼厂常压塔和催化分馏塔) , 可采用不同比例的矩形和梯形导向浮阀塔板进行组合, 以适应不同的需要。
(4) 由于浮阀在操作中不转动, 因而浮阀无磨损, 不脱落。
(5) 组合导向浮阀塔板, 兼有矩形导向浮阀塔板和梯形导向浮阀塔板所具有的优点, 克服了二者各自所存在的缺点, 具有更广的使用范围和更好的操作性能。
因此, 组合高效导向浮阀塔盘具有较高的塔板效率, 与F1 (V1) 型浮阀塔板效率相比, 塔板效率可提高10-20%;由于组合导向浮阀塔板具有合理的结构特征和良好的流体力学性能, 处理能力较大, 与F1型浮阀塔板相比, 生产能力可提高20-30%。
1.2 规整填料KD-250Y规格特性
KD-250Y填料是苏州市科迪石化工程有限公司在普通波纹板规整填料与Intalox散堆填料的优良组合基础上开发出的一种综合性能优良的新型规整填料。该填料与普通金属板波纹填料相比, 具有压降低、处理能力大, 传质效率高等优点。KD-250Y的结构简图如图3。
该填料的结构特点如下:
(1) 与普通填料相比, 本填料在顶部和底部分别设置了一段直边波纹填料, 使相邻两填料层之间的汽液相流道更加畅通, 减小了汽液两相的流通阻力降, 因而具有高通量、低压降等优点;
(2) 适当增大开孔率, 使得金属板波纹两侧面积润湿、汽液接触交换更加充分, 有效地提高了填料比表面积的利用率, 因而具有较高的传质效率;
(3) 直边波纹和倾斜波纹的交替组合结构, 加强了汽液两相的扰动程度, 提高了传质推动力, 降低了传质阻力, 进一步提高了处理能力和传质效率。
2 塔盘和规整填料在尾气吸收塔中的应用及比较
根据中国石油股份有限公司大港石化分公司硫磺回收装置中的尾气吸收塔 (C-202) 的询价要求, 选用的内件必须保证塔的操作性能要求:全塔压降≤10k Pa, 尾气产品中的H2S必须满足排放标准, 在塔的操作弹性30%-120%内能正常操作。
2.1 组合高效导向浮阀在尾气吸收塔中的应用
选用组合导向浮阀塔盘进行水力学核算中, 对于极易发泡的体系, 系统因子较低, 这里取值为0.55-0.60。塔径和板间距分别是1000mm和600mm, 为了保证塔高效性能, 本装置物系, 任何操作弹性下的校正阀孔动能因子必须≤6.5 m/s· (kg/m3) 0.5, 从而开孔率的大小必须设计恰当。操作弹性为30-120%。开孔率与校正阀孔动能因子成正比关系, 为防止发泡带来的影响, 阀孔动能因子必须尽可能小, 同时为保证上限不发生液泛, 开孔率必须尽可能调大, 从而造成操作弹性下限时出现漏夜现象。
采用导向浮阀塔盘进行水力学核算结果如表2:
2.2 规整填料KD-250Y填料在尾气吸收塔中的应用
询价中给定的理论板数为15层, 所选用的KD-250Y填料每米相当于2-3块理论版, 本次设计中取2.5块理论版/米填料, 从而计算出填料高度为6米。
采用规整填料KD-250Y进行水力学核算结果如表3:
全塔压降为:0.143KPa满足询价中塔的性能要求。
2.3 塔盘和规整填料在尾气吸收塔中的应用比较
吸收塔净化尾气要进尾气焚烧炉焚烧后排放大气。从而降低了尾气排出对空气的影响。从组合高效导向浮阀塔盘和规整填料KD-250Y分别运用在尾气吸收塔中, 尾气都达到排放标准。
在不容易结垢和聚合的减压塔的设计和改造中, 规整填料是首选塔内件;同时, 也常用于低压或中压塔的改造。减压塔的设计压力经常由塔内工艺流体最大允许温度所决定, 有时也由目的产品分离条件所决定的。
表2和表3得出, 与组合高效导向浮阀塔盘相比, KD-250Y填料的主要特征是压力降大大降低, 并且每个理论级的压力降也大大降低。特别是在真空精馏塔中, 采用本填料可选用较高操作压力, 这样可选用较小直径的精馏塔来实现分离效果。另外选用填料可降低塔高, 降低塔壳体和基础的建造费用, 本次设计中, 采用规整填料, 可降低塔高降低壳体和塔重等, 从而规整填料更经济。
规整填料的效率也较高, 在一定高度的塔上理论级数更多。实际上, 由于规整填料压力降低、传质效率高、以及在压力低和液体流率小的条件下具有较高的处理能力, 因此规整填料是当今非常流行的塔内件。本装置要求最小压降小于10KPa, 根据以上描述, 用规整填料作为内件进行设计, 是更优势的。
漏液和雾沫夹带都会对塔盘的传质效率产生负面影响。塔盘操作能接受的漏液量和雾沫夹带量是非常重要的。由于在喷射液泛之下的流率所产生的雾沫夹带造成的塔盘损失, 可能会限制塔盘的最大能力;而由于漏液造成的操作塔板效率损失, 可能会限制操作弹性。漏液是液体通过塔盘上开孔造成的, 开孔只通过汽相。在塔盘入口处的漏液落到下层塔盘靠近出口堰处, 因此会使两层塔盘失去汽液两相接触, 从而降低了传质效率。本装置中要求操作弹性是30%-120%, 为了保证120%操作弹性下不液泛, 将开孔率尽可能开大, 同时会造成在30%操作弹性下塔板的漏液现象, 降低了效率, 既保证上限不液泛, 同时又保证下限不漏液, 最佳的操作弹性为60%-120%。本装置中塔盘的计算已经出现了下限的漏液现象, 相比之下, 规整填料更合适。
相对漏液率, 相反雾沫夹带是气流将液体以液滴的形式夹带到上层塔盘。雾沫夹带通过将不易挥发组分有效地返混到上层塔盘, 从而降低了塔盘效率。从而, 规整填料更合适。
3 结束语
以导向浮阀塔板和KD-250Y规整填料在中国石油股份有限公司大港石化分公司硫磺回收装置中的尾气吸收塔 (C-202) 中的应用为例, 将塔盘和规整填料在尾气吸收塔中的应用进行比较, 从全塔压降、效率、漏液率、雾沫夹带、造价等方面得出规整填料更适合。
参考文献
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吸收塔尾气 篇3
氨气的治理主要有燃烧法、生物过滤法、干法、湿法等。由于磷肥尾气中存在大量的水蒸汽,工业上多采用湿法处理氨气[5,6,7,8,9,10]。吸收剂一般可采用水、酸等,氨气极易溶于水,用水作为吸收剂有利于降低成本,但由于受气液平衡的限制,吸收效率相对较低;本实验采用酸吸收氨气,因为酸吸收效率较高,且不受平衡限制。本试验结合硝酸磷肥生产过程中产生的酸性水吸收氨后可作为原料进入生产系统的实际,采用稀酸为吸收剂对磷肥尾气中的氨气进行吸收实验研究;在吸收设备选择方面,常规湿法脱氨设备多采用吸收塔,其特点是结构简单、操作方便,但吸收效率相对较低、占地面积较大、基建及投资费用较高,本实验采用超重力旋转填料床,旋转填料床是一种新型高效传质设备,它利用高速旋转所产生的强大离心力,使气液相对运动速度增大,相间接触界面大大增大且迅速更新,极大地强化了传递过程,使得传质效率比传统塔设备提高1-3个数量级。旋转填料床具有体积小、停留时间短、传质系数大、微观混合均匀,投资、操作费用低的优点[11],理论上可以弥补塔设备的一些不足。本文对旋转填料床吸收磷肥尾气中的氨气进行试验研究。
1 吸收原理
酸性废水(含磷酸)吸收磷肥尾气中氨气的吸收过程主要为化学吸收,反应方程式如下:
吸收效率主要取决与酸性废水中的酸含量,若酸足量,氨气可以完全反应;若酸量不足,其吸收过程将转化为水对氨气的吸收过程,限制了吸收效果。
2 试验部分
2.1 设备主要尺寸
设备主要尺寸如表1所示。
2.2 试验设备及工艺流程
在某化肥厂侧线引出尾气进行脱氨实验,工艺流程如图1所示:
1-旋转填料床2-风机3-耐氟泵4-储液罐5-除雾器
磷肥尾气通过风机2后经过气体流量计计量,从进气口轴向通过旋转填料床层;酸性废水通过液泵3经流量计计量进入液体分布器,之后喷洒到旋转填料内缘,吸收液与气体在填料层内错流接触并完成吸收过程,处理后的气体由出气口排出,进入除雾器5除雾后排空;吸收液循环利用,当其中铵离子浓度达到40%~60%时,更换吸收液。
2.3 检测部分
本实验采用纳氏试剂分光光度法检测氨气浓度,具体操作步骤参照《空气和废气监测分析方法(第四版)》[12]。
氨气吸收效率计算公式:
Ci0—进口氨气浓度,mg/m3;
Ci1—出口氨气浓度,mg/m3。
3 结果与讨论
该旋转填料床除氨实验中,影响酸性废水吸收磷肥尾气中的氨气的因素很多,本试验重点考察了气液比、超重力因子、进气量等因素对氨气吸收效率的影响。
3.1 气液比对吸收效率的影响
气液比的大小是本试验的一个重要的影响因素,直接影响装置的投资和运行费用。本试验在超重力因子、进气量一定条件下,考察了气液比对吸收效率η的影响情况,试验结果如图2所示。
进气量Q一定时,氨气的吸收效率η随着气液比的增大而减低。这是因为进气量一定时,气液比增大意味着液量减小,使得填料表面的润湿程度减小,液相平衡分压增大,吸收推动力减小,导致吸收效率降低。当气液比大于1000m3/m3时,吸收效率降低趋势突然增大。综合考虑运行费用与效果,本试验中气液比控制在1000m3/m3左右较为合适。
3.2 超重力因子对吸收效率的影响
超重力因子β公式:
ω-角速度,;
n—转速;
g—重力加速度;
R—几何平均半径,;
R1、R2——转子内、外半径。
由公式(2)可以看出,超重力因子β与转速n的平方成正比。
在Q气=500m3/h,Q气/Q液=1000时,考察超重力因子β对氨气吸收效率η的影响。
如图3所示,进气量、气液比一定时,氨气的吸收效率η随着超重力因子β的增大而增大,当β增大到一定值时,η增大趋势变缓,这是因为,一方面,β增大,液体相对滑动速度增加,巨大的剪切应力将克服其表面张力,使液体填料中的液膜变得更薄,汽液接触面积增大,从而强化传质过程;另一方面,β增加,巨大的气流会将液滴带出,造成液沫夹带,液体在转子内的流动速度增大,停留时间变短,不利于汽液平衡,传质效率下降;当超重力因子β增大到90时,液体在填料内以填料表面上的液膜、覆盖填料孔隙眼的薄液膜、很细的丝和很小的液滴多种形式流动,表面迅速被更新,产生巨大的相间接触面积,因此传质效果最好。综合考虑,本试验中最佳超重力因子β控制在90左右较为合适。
3.3 进气量对吸收效率的影响
超重力因子β、气液比一定时,考察进气量Q对氨气吸收效率的影响,结果见图4
由图4可以看出,气液比一定时,吸收效率η随着进气量的增加而减小。这是因为气量增大,气速随之增大,气体在旋转填料床内停留时间变短,气液间接触时间减少,液体中的部分氨气来不急被吸收;同时单位时间内所需要吸收的氨气量增多,而吸收液量达不到所需要求,从而导致吸收效率降低。由图4可知,进气量对氨气吸收效率的影响较小,气量150m3/h与500m3/h时,吸收效率仅相差5%,考虑到操作费用问题,本试验中最佳进气量适宜控制在500m3/h左右。
3.4 运行情况
试验结果,磷肥尾气中的氨气经过处理后,达到GB14554-93恶臭污染物排放标准所要求的739mg/m3(排气筒高度>60米),设备连续运转30天,系统运行稳定,能够适应连续运转的工况。
4 经济分析
与采用传统塔设备相比,旋转填料床处理磷肥尾气中的氨气具有效率高,体积小,基建及设备投资费用少等优点,具体经济性比较见表2。
由表2可以看出,旋转填料床处理磷肥尾气中的氨气具有明显的优势,不但可以提高吸收效率,还可以为工厂节约大量的空间和成本。
采用旋转填料床不仅设备投资费用低,而且酸液的回收利用还可以为企业带来一定的经济效益。按照磷肥尾气量105m3/h,其中含氨气量1600kg/h,每年运行360天,吸收效率以90%计算,市价氨气4000元/吨左右,每年回收氨气可创造经济效益:
5 结语
本文对旋转填料床脱除磷肥尾气中的氨气进行了中试实验研究,吸收效果较好,证实了旋转填料床处理磷肥尾气的优越性。从实验的整体运行结果来看,旋转填料床代替传统塔设备完成磷肥尾气除氨并回收利用,不仅可以提高效率、节省大量投资、节约空间,更能带来额外的经济效益。从运行结果来看,旋转填料床运行稳定,开停车方便,治理后磷肥尾气中的氨气达到国家排放标准,是一种理想的治理氨气的方法。
参考文献
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吸收塔尾气 篇4
1 工艺流程简介酰氯尾气吸收装置的工艺流程如图1所示。
2 电气自动化设计
为了确保装置投运后能够安全、稳定、连续化运行, 所有循环泵、打料泵均采用一用一备 (互为备用) 的设计方法, 并采用“一拖二”的电气控制原理, 控制原理如图2所示。
图2中SB1、SB2为主接触器KM的启、停控制开关, 连接至DCS控制柜的TB-367端子板上, 由DCS远程控制KM (主接触器) 的工作状态。SB3、SB4是现场电机1的启、停控制按钮开关。SB5、SB6是现场电机2的启、停控制按钮开关。电机1和2互为备用, 由操作工现场选择确认并操作, 再通过DCS远程控制泵的启、停。其中电机1与2在电气控制二次回路中实现互锁功能, 以避免两台泵同时启动。
这种设计是为了防止在正常生产时, 其中一台泵有问题, 操作人员可以在现场及时地切换至另一台, 从而不影响连续生产运行, 且这些泵与相应的液位形成DCS联锁控制, 根据操作工的液位设计值的多少与实际测量值进行比较, 从而使泵能够自动地运行或停止。
2.1 烘干器的电气控制设计
烘干器夹套接通低压蒸汽, 含湿较高的Na2SO3固体在系统负压下, 通过烘干器正、反两个方向旋转, 从而使物料含湿合格, 进行包装入库。设计时, 烘干器的正、反旋转时间以及中间切换时的停止时间均可以根据生产要求在DCS监控画面上进行修改, 并在DCS上远程控制烘干器的运行, 同时采集开停反馈信号至DCS流程图监控画面上显示, 让操作人员可以清楚地判断烘干器的运行状态。
2.2 离心机成套设备的控制要求
离心机采用西门子S7-300系列的PLC和触摸功能的人机界面进行控制, 控制方案如下:自动 (操作工操作) →离心机主机低速旋转undefined布料器电机旋转undefined进料切断阀自动打开进料undefined进料时间到关进料阀undefined布料器电机停undefined
升至中速离心甩干undefined升至高速undefined降至低速undefined刮刀动作, 卸料→刮刀复位, 卸料结束, 主机继续低速旋转, 等待下一周期操作
3 仪表自动化设计
DCS系统使用浙大中控的WebField ECS-100系统, 并在其基础上扩容一个机笼, 增加I/O点及卡件情况见表1。
一级吸收槽翻料至二级吸收槽、二级至三级和三级至四级, 全部采用液位与翻料泵之间DCS联锁控制, 控制程序如图3所示。
程序中LI5603C为吸收槽的液位测量值 (AI, 半浮点) ;LI5607为下一级吸收槽的液位测量值 (AI, 半浮点) ;LI5603C_H为吸收槽液位高限设定值 (自定义2字节变量, 半浮点) ;LI5607_H为下一级吸收槽液位高限设定值 (自定义2字节变量, 半浮点) ;LI5603C_L为吸收槽的液位低限设定值 (自定义2字节变量, 半浮点) ;LSB5607为程序联锁与解除控制开关 (自定义1字节变量, BOOL) ;BK5607、BT5607为循环泵的启、停控制开关 (与图2中的SB2、SB1连接, DO) 。循环泵在联锁投入时, 液位大于等于高限设定值时, 循环泵自动启动翻料至下一级吸收槽;当液位小于等于液位低限时或者当下一级吸收槽的液位大于等于其高限设定值时, 停泵, 且此时泵的二次控制回路是一直断开的, 避免误操作导致循环泵空转而可能造成安全事故。另外考虑到特殊情况, 在非联锁状态下, 循环泵可以DCS手动启、停 (脉冲控制时间3s) , 此时泵的运行状态与液位无关。
四级吸收槽共两套, 它们与四级降膜塔之间的循环、回流需自动切换, 即:A槽与降膜塔形成系统循环时, 下料阀打开, A槽自回流切断阀关闭, B槽下料切断阀自动关闭, 自回流切断阀打开;反之, B槽与降膜塔之间形成系统循环时, B槽下料阀自动打开, 自回流切断阀关闭, A槽下料阀关闭, 自回流阀打开。4台切断阀之间通过开关反馈信号进行互锁 (即B槽下料阀关闭, A槽的自回流阀也关闭, A槽下料阀才可以打开, 并同时打开B槽的回流阀, 使A槽处在系统循环状态, B槽处于自回流状态, 反之亦然) , 期间各自的循环泵不停, 直到相应的四级吸收槽液位达到液位低限时, 自动停泵, 以防止泵空转, 其DCS控制程序如图4所示。
LSB5604AA———A槽自动控制启停 (自定义1字节变量) ;LSB5604BA———B槽自动控制启停 (自定义1字节变量) ;DI5602E———A槽循环下料阀开停反馈 (DI) ;DI5602F———B槽循环下料阀开停反馈 (DI) ;FK5602E———A槽下料阀控制 (DO) ;FK5602F———B槽下料阀控制 (DO) ;FK5602G———B槽回流阀控制 (DO) ;FK5602H———A槽回流阀控制 (DO) ;AM_FK5602E/F/G/H———切断阀FK5602E/F/G/H手动开关 (自定义1字节变量) ;LSB5604AC———A槽液位联锁控制开关 (自定义1字节变量) ;LSB5604BC———B槽液位联锁控制开关 (自定义1字节变量) ;LI5604A A槽液位 (AI) ;LI5604A_L A槽液位低限 (自定义2字节变量) ;LI5604B———B槽液位 (AI) ;LI5604B_L———B槽液位低限 (自定义2字节变量) ;BK5604A/B———A槽循环泵开 (DO) ;BT5604A/B———B槽循环泵停 (DO)
FK5602F——B槽下料阀控制 (DO) ;
4 结束语
仪表、电气自动化的合理设计使此套酰氯尾气吸收装置能够一次投产成功, 并顺利实现了日产3 000L HCl (30%) 、600kg Na2SO3 (固体) 的目标。并在很大程度上节约了成本, 增加了效益, 减轻了废水处理的压力, 明显改善了公司的生产环境及操作工的劳动强度, 向绿色化工企业又迈进了一步。
摘要：介绍了酰氯尾气吸收项目中的电气仪表自动化设计, 该设计使项目一次性投产成功, 产量达到预期效果, 为公司节约了成本, 增加了效益, 减轻了劳动强度。
吸收塔尾气 篇5
1 现有气体吸收装置的分析
目前普遍使用的气体吸收装置如图1的右下部分所示,采用的方法是通过反应装置上的回流冷凝管连接一导气软管,导气软管另一端连接一个玻璃漏斗。玻璃漏斗略微倾斜,漏斗口一半浸没在水面下,一半露出在水面上以达到既能吸收废气又能防止水流倒吸的效果。(5)(6)(7)然而传统气体吸收装置存在以下缺点:(1)液封效果不好,吸收气体时,液面波动,气体容易逸出。(2)漏斗不易固定,经常会整个浸入水面,导致液体倒吸至反应瓶。(3)当反应过程中有大量气体生成或气体逸出很快时,会导致装置来不及充分吸收而使得有毒有害气体逸散到空气中。
为了克服传统吸收装置中漏斗不易固定,气体容易逸出、吸收效果不佳的问题。黄福祥、朱池平等进行了仪器的改进:固定倒置漏斗或长导管稍伸入水面下,与水面形成液封,设计气体由另一导管进入且不与水面接触,当瓶内气压因气体溶解而减小时,由于漏斗或长导管的平衡内、外气压作用,不会形成吸收液体的倒吸。(8)(9)宋学军、赵桂贞等报道设计了一种由三通管连通的气体吸收装置。该装置设计了安全辅助装置,通过水位升降来调节气体流向。(10)以上装置基本能有效吸收有害气体,并能起到防止倒吸的现象。但也存在一定的缺陷:如吸收形态固定、吸收容量有限;又如当反应过程中有大量气体生成或气体很快逸出时,仍会导致气体来不及被充分吸收而逃逸出装置。目前,化学实验教学中还没有一种操作方便、吸收容量大、效果良好,适用范围广,能有效防止水流倒吸的实验尾气吸收装置。
2 气体吸收装置的改进
针对现有实验尾气吸收装置存在的不足之处,特设计了如图2所示的一种新颖装置,可使得废气被充分吸收并且能有效防止水流倒吸。其操作简便、安全可靠、效果显著,可广泛应用于学生实验。
图2所示的瓶体1的上端一体设置有进水管2和进气管3,瓶体1内固定设置有内管4,进水管2和进气管3分别与内管4的上端相连通,内管4的下端开口,瓶体1的侧壁上设置有出水口5,内管4的下端略低于出水口5。图3即为该吸收装置与反应装置一起使用的状态示意图。
该装置的特点是由于瓶体的上端设置有进水管和进气管,因此可利用反应装置上回流冷凝管流出的水进入该进水管,并与由进气管进入的实验尾气一起流经内管至瓶体出水口排出。由于内管的下端略低于瓶体上的出水口,使内管管口刚好被水面封住,因此吸收装置的液封效果良好,可将废气有效密封并充分吸收。
该装置的另一优点是进入瓶体的水流对废气进行有效吸收的同时还源源不断将溶有废气的液体排出出水口,增大了废气吸收容量。同时液体的流动阻止了水流的逆流倒吸,有效防止了传统装置中水倒吸至反应瓶的情况出现。此外,该装置吸收容量大尤其适用于有大量废气生成或气体逸出激烈等情形使用。
该气体吸收装置适用于类似正溴丁烷的制备等有尾气产生的化学实验,可提高学生实验的安全可操作性和环保性,可提高实验教学效果,具有一定的推广应用价值。
3 实验应用
将该气体吸收装置应用于1-溴丁烷的制备:在100m L圆底烧瓶中加入10m L水,并小心地加入14m L浓硫酸,混合均匀后冷至室温。再依次加入9.2m L正丁醇和13g溴化钠,充分摇振后加入几粒沸石。圆底烧瓶上接一回流冷凝管,冷凝管上的出水软管接入吸收装置的进水管,冷凝管上端的尾气排出软管接入吸收装置的进气管。接通冷凝水后将烧瓶置于石棉网上小火加热至沸,不断摇动烧瓶,并保持平稳回流30~40min。待反应完全,冷却后改为蒸馏装置,蒸出粗产物。将溜出液转移至分液漏斗中进行洗涤。将干燥好的产物过滤到蒸馏瓶中,加热蒸馏,收集95~99℃的馏分。实验结果获得约50%的产率。新装置在使用过程中容易固定,装配方便;尾气随冷凝水排至下水道,基本无逸出,更无水流倒吸现象,实验环境亦大为改善。
4 结束语
该新型气体吸收装置结构简单合理,克服了传统装置存在的缺点,可有效吸收有害废气,防止液体倒吸,使用方便、安全,适用于化学实验的有害尾气吸收。
摘要：文章针对传统化学实验尾气吸收装置存在的缺陷,设计了一种新型的气体吸收装置。此装置相比传统装置而言,具备吸收气体充分,有效防止水流倒吸,吸收容量大,操作方便等优点,适用于化学实验使用。
关键词：实验尾气,吸收装置,仪器改进
注释
1吴伟军,刘海飞.实验室环境污染现状与防治对策[J].实验室研究与探索,2008.27(4):142-144.
2孟庆祥.实验室污染的防治及治理[J].实验室科学,2009(6):161-162.
3易国顺,赵邦枝,李名家,等.高校实验室安全与环保的现状分析和对策研究[J].实验技术与管理,2010.27(5):170-176.
4王玉清,薛琳娜.高校实验室污染的因素及防治对策[J].实验室研究与探索,2011.30(6):417-420.
5谷珉珉,贾韵仪,姚子鹏.有机化学实验[M].上海:复旦大学出版社,1991:174-175.
6曾昭琼.有机化学实验(第三版)[M].北京:高等教育出版社,2000:92-93.
7王清廉,李瀛,高坤,等.有机化学实验(第三版)[M].北京:高等教育出版社,2010:129-130.
8宋学军,赵桂贞.不能倒吸的气体吸收装置[J].化学教学,1993(4):22-23.
9黄福祥.简单实用的气体吸收装置[J].教学仪器与实验,2001.17(3):21-22.
吸收塔尾气 篇6
气相白炭黑又称气相二氧化硅,因它的性质与炭黑相似,而它的颜色是白色的,所以称它为白炭黑,分子式Si O2,分子量60. 08。为二氧化硅含量99. 8% 以上的白色超细粒子。气相法白炭黑生产是利用氯硅烷在氢氧火焰中高温水解制得的气相二氧化硅,是一种白色、无毒、无味、无定形的无机精细化工产品。通过调整工艺配比参数,二氧化硅原生粒径可以控制在7 ~ 40 nm,比表面积在70 ~ 400 m2/ g之间,由于气相二氧化硅具有粒径小、比表面积大、表面活性高的特性,在橡胶、涂料、胶粘剂、油漆、油墨、塑料、化妆品以及农业、医药等领域有着广泛的应用,具有良好的补强、增稠、触变、消光、抗紫外线、杀菌等多种作用［1］。
2 气相法白炭黑生产工艺流程［2］
3 尾气吸收工艺介绍
经过二级分离后的尾气( 主要成分包括空气、HCl及少量的氯气) ,首先进入洗涤分离器,用31% 浓度的盐酸对170 ℃左右的尾气进行洗涤并降温,后尾气进入浓酸吸收塔,在浓酸吸收塔内尾气中的HCl气体和25% 左右的盐酸充分接触并吸收,浓度由25% 提升至30% 并溢流至盐酸贮罐,尾气中的HCl浓度降低,后尾气进入盐酸吸收塔,在盐酸吸收塔内尾气中的HCl和10% 左右的盐酸充分接触吸收,盐酸的浓度由10% 提升至25% 左右并溢流至浓酸吸收缓冲罐,尾气中HCl浓度进一步降低,后尾气进入稀酸吸收塔,在稀酸吸收塔内尾气中的HCl和新鲜的工艺水接触吸收,盐酸的浓度提升至10% 左右并溢流至盐酸吸收缓冲罐,尾气中的HCl经过稀酸吸收后仅剩少量,后尾气进入一级碱吸收塔,在一级碱吸收塔内,尾气中少量的HCl气体和微量的氯气与10% 浓度的烧碱充分的中和吸收,烧碱的浓度由10% 降至2% 左右,废碱中次氯酸钠的浓度提升至8% 左右并溢流至废碱贮罐,尾气经过一级碱吸收后其中所含少量的HCL气体完全被吸收,仅剩微量的氯气,后尾气进入二级碱吸收塔,在二级碱吸收塔内,尾气中微量的氯气与15% 浓度的新鲜烧碱充分的中和吸收,烧碱的浓度由15% 降至10% 左右,废碱中次氯酸钠的浓度提升至2% 左右并溢流至一级碱吸收贮罐,尾气中经过二级碱吸收后的酸性气体完全被吸收,后尾气进入尾气真空泵,接着进入汽水分离罐,这时候的尾气成分是主要是氮气和少量的氧气,合格后的尾气直接放空。
4 尾气吸收部分几个单元的作用
4. 1 洗涤系统
洗涤系统是尾气吸收第一个单元,该系统主要有洗涤器、分离器、缓冲罐、循环泵和换热器组成,工作过程就是用泵将31% 的盐酸经过换热器冷却后打至洗涤器,在洗涤器内盐酸和尾气充分接触、充分洗涤,后尾气和盐酸进入分离器中分离,由于重力作用液状的盐酸进入缓冲罐,进入循环泵再次循环,洗涤后的尾气进入下一级酸吸收系统进行吸收。洗涤器的主要作用一是除去尾气中夹带的少量白炭黑,提升后续盐酸的质量,二是降低尾气的温度,提高后续吸收塔的吸收效果。
4. 2 酸吸收系统
酸吸收系统是尾气吸收第二个单元,由三组吸收塔组成,分别为浓酸吸收塔、盐酸吸收塔和稀酸吸收塔,吸收塔为玻璃钢填料吸收塔,每个塔由两层填料层组成,每组吸收单元主要有吸收塔、盐酸缓冲罐和盐酸循环泵组成,工作过程就是循环泵将盐酸打至换热器降温后进入吸收塔顶部,盐酸由上向下均匀喷淋在填料上并向下流淌,酸气由下向上通过填料层,在填料的表面,盐酸和酸气充分的接触,酸气被盐酸吸收,盐酸的浓度得到提升,盐酸由于重力作用进入缓冲罐,再进入循环泵再次循环,吸收后的尾气经过酸吸收塔填料层后进入下一级酸吸收塔进行下一级吸收。酸吸收塔的主要作用就是吸收尾气中的HCL气体,生产盐酸。
4. 3 碱吸收系统
碱吸收系统是尾气吸收第三个单元,由二组吸收塔组成,分别为一级碱吸收塔和二级碱吸收塔,该系统吸收塔为玻璃钢内衬PVC材质,也是填料吸收塔,每组吸收塔单元主要有吸收塔、碱缓冲罐和碱循环泵组成,碱吸收塔的主要作用就是吸收尾气中的少量HCl和Cl2,使尾气达标排放,同时生产副产次氯酸钠溶液,工作过程就是循环泵将碱打至换热器降温后进入吸收塔顶部喷淋头,烧碱由上向下均匀喷淋在填料上并向下流淌,尾气由下向上通过填料层,在填料的表面,烧碱和尾气中少量的HCl和Cl2充分的接触,HCl和Cl2被烧碱吸收,烧碱的浓度降低,烧碱中次氯酸钠的浓度得到提升,稀碱最后进入缓冲罐,进入循环泵再次循环,吸收后的尾气经过一级碱吸收后进入二级碱吸收塔进行二级碱吸收,二级碱吸收塔所用的烧碱是配置好的新鲜15% 的烧碱,所以吸收效果比较好,经过二级碱吸收后的尾气可以达标排放。
4. 4 真空系统
真空系统是尾气吸收第四个单元,该系统由水环真空泵、汽水分离罐组成,工作过程就是真空泵提供整个系统的负压,并将吸收后的尾气吸入水环真空泵,后尾气进入汽水分离罐分离,尾气分离后直接排入大气,分离后的水收集后引回系统重新使用。
5 尾气吸收工艺存在的不足及改进措施
在实际的生产运行过程中,尾气吸收系统出现了一些问题,针对出现的问题仔细进行了分析和研究,对生产工艺进行了一些改进措施,整改后通过实际的运行对比,收到了较好的效果,具体如下:
5. 1 尾气温度过高
分析原因发现从布袋过来的尾气温度有170 ℃ 左右,体积约1 500 Nm3/ h,循环洗涤酸的流量只有10 m3/ h左右,虽然洗涤酸和尾气充分接触洗涤,但这么少的流量不足于将高温的尾气冷却下来,致使出洗涤分离器尾气的温度还有80 ℃ 左右,严重影响了后续盐酸塔的吸收效果,后将原来的10 m3/ h酸泵更换成了25 m3/ h的酸泵,并且在分离器出口处新增了一喷淋头,技改后,原洗涤器处的流量由10 m3/ h提升至15 m3/ h,新增喷淋头的流量控制在10 m3/ h,经过洗涤分离器进口和出口两级喷淋冷却,尾气的温度由此前的80 ℃ 降至45 ℃ 左右,有效的保证了后续盐酸系统的吸收效果［3］。
5. 2 吸收塔经常出现掩塔和震动现象
实际操作中发现只要各级循环泵的流量控制在15 m3/ h以上,各级塔都会出现掩塔的现象,但如果各级吸收流量控制在15 m3/ h以下,尾气的吸收效果就会降低,盐酸的浓度得不到保障,只有28% 左右,并且碱吸收塔烧碱的用量大大增加,真空泵尾气出口排放指标不达标,真空泵叶轮经常被腐蚀,严重影响了整个系统的稳定性,分析原因主要是吸收塔底部至缓冲罐之间的下料管管径太小( 只有DN80) 所致,管径太小首先影响液体的流速和循环量,另外由于整个系统都是负压生产,在下料管至缓冲罐之间的管道上会形成一负压液柱,液柱的高低跟系统负压有关,在正常生产中液体向下流动会夹带一部分气体,于是就会在液柱中出现气液夹带现象,当气体的体积积累到一定程度时,由于下料管的直径太小加上管道阻力,大量的液体挤压气体无法返回系统,就会出现气顶的现象,循环量大时液体无法及时下到缓冲罐,就会在塔底越积越多,最后封住塔下部的进气口,从而引起塔的震动,通过计算,将塔底出口管及下料管由DN80 改成DN150,管径扩大后,液体下降过程中阻力大幅下降,液体中夹带的气体很容易溢出返回到负压系统中,解决了气顶现象和塔底部堵塞的瓶颈问题,重新开车后将各级吸收流量提升至20 m3/ h以上,再也没有出现掩塔和震动现象,并且盐酸的浓度由28% 提升至30% ,由于酸气的吸收效果好,后续碱中和吸收部分烧碱的用量大大降低,尾气也达标排放。
5. 3 烧碱用量大
实际操作中发现烧碱的理论用量与实际用量相比偏差很大,在保证前面盐酸吸收部分大流量循环吸收的基础上,烧碱的用量还是偏高,导致生产成本增加,仔细分析后发现由于整个系统是负压生产,尾气中除了HCl和少量的Cl2外,85% 以上都是氮气,氮气是惰性气体,在整个尾气吸收过程中体积只随温度的降低而变小,并不会被吸收,在真空泵提供的负压系统的作用下,以大约9 m/s的速度通过整个系统,在稀酸塔出口,由于直径由DN1000 收缩至DN200,气体的流速突然加大,在稀酸塔顶部部分汽化的酸性小雾滴被氮气夹带,此部分酸性雾滴进入一级碱吸收塔后会中和部分烧碱,从而引起烧碱用量的增加,发现这个问题后将稀酸塔出口、二级碱塔出口管道由DN200 改成DN300,降低了塔出口气体的流速,并且在出口管道上加装了PDFE材质的水雾捕集器,重新开车后通过实际测量,发现盐酸的产量与此前相比有所增加,烧碱的用量与此前相比降低了10% 左右,生产成本大幅下降。
5. 4 增加在线仪表监控各级吸收效果
为了有效监控各级吸收塔的吸收效果,分别在浓酸出口,盐酸出口及稀酸出口管道上加装了在线密度分析仪,在一级碱、二级碱、水环真空泵出口管道上加装在线p H计,并将实时数据连入DCS控制系统,这样操作工在正常的监控过程中可以有效的监控各级单元的吸收效果,可以对各级吸收塔的流量进行及时的调整,有效的保证了尾气的吸收效果,稳定了盐酸的浓度,降低了烧碱用量。
5. 5 水的综合利用
由于尾气水环真空泵必须要使用水进行液封,每台泵每个小时的使用量为10 m3/ h左右,此前的水都是直排,造成水资源的浪费同时对环保也带来一定的影响,后经过分析将水环真空泵出来的水回收到缓冲罐,后将缓冲罐内的水用泵输送至高位槽缓冲罐,高位槽缓冲罐的水再进入水环真空泵,形成一个大循环,为了保证水循环系统中水的品质,通过玻璃管流量计每小时向缓冲罐内补充1 m3的新鲜工艺水,通过这项改造,每条线节约用水9 m3/ h,收到了较好的经济效益［4］。
6 结论
经过以上工艺改进,尾气吸收系统运行稳定,盐酸的浓度得到提高,烧碱及工艺水的用量减小,生产成本下降,收到了较好的经济效益。
摘要：介绍了气相法白炭黑尾气吸收系统工艺流程简介及改进措施,通过改造洗涤分离器、酸碱吸收塔、增设除雾器、在线浓度计等措施,改进了尾气吸收的效果,提高了盐酸的浓度,减小了烧碱的用量,收到了较好的经济效益。
吸收塔尾气 篇7
1—粗盐酸储罐;2—精盐酸储罐;3—石墨冷却器;4, 5—降膜吸收器;6—尾气风机;7—一级吸收塔;8—二级吸收塔;9—三级吸收塔;10—烟囱
(1) 设备过多, 系统复杂, 操作较为繁琐, 且增加了设备维护工作量及费用。
(2) 泵等用电设备多 (共6台) 、功率大 (每台泵功率22kW) , 生产运行成本较高。
1 改造方案
淋洗、吸收设备形成高度差, 吸收液利用位能从高处设备向低处设备流动, 这样就可减少泵的数量, 从而达到降低运行成本的目的。并利用文丘里水力喷射器使系统形成负压, 使尾气从低位设备向高位设备流动, 吸收液与尾气逆流接触, 并在低位设备处形成31%盐酸。
改造后氯化氢尾气吸收装置工艺流程如图2所示。设备功能说明:E1———尾气与来自E2的部分浓盐酸在E1中除去尾气中的KCl粉尘及硫酸气体, 并通过循环水使尾气温度降低;E2———E1出口尾气与来自E3的稀盐酸在E2中并流吸收形成浓盐酸, 并通过循环水移走热量;E3———E2出口尾气与来自T1吸收的稀盐酸在E3中并流吸收形成稀盐酸, 并通过循环水移走热量;T1———E3出口尾气与脱盐水在T1中逆流吸收, 形成低浓度的稀盐酸;F1———水力喷射器形成负压, 使尾气向末端流动, F1出口水流分两路, 一路供F1形成负压, 一路作T1淋洗水。
1—粗盐酸储罐 (V1) ;2—精盐酸储罐 (V2) ;3—石墨冷却器 (E1) ;4, 5—石墨降膜吸收器 (E2, E3) ;6—填料吸收塔 (T1) ;7—文丘里吸收器 (F1) ;8—循环吸收塔 (V3)
2 优化设计计算
2.1 设计条件
尾气流量Qgas 6 714.3kg/h
氯化氢流量QHCl 4700.0kg/h
空气流量Q空气 1 880.0kg/h
硫酸蒸气流量QH2SO4 120.9kg/h
氯化钾粉尘量QKCl 13.4kg/h
尾气温度 120℃
循环水入口温度 35℃
脱盐水温度 25℃
成品盐酸浓度 31%
氯化氢总吸收率 99.95%
其他所有物性数据 (如热容、溶解热) 均可由文献[1]查到。
2.2 工艺计算
2.2.1 物料衡算
吸收所需总水量Q水=10 456.1kg/h
T1吸收HCl量=7.05kg/h
T1塔釜液相流量=10 463.1kg/h
E3吸收HCl量=1 598kg/h
E3底部液相流量=12 061.1kg/h
E2吸收HCl量=3 092.6kg/h
E2底部液相流量=15 153.7kg/h
E1系统分配酸量=5%
精盐酸分配酸量=95%
E1系统分配酸量=757.7kg/h
31%盐酸总量 (E2出口) =14 396.0kg/h
2.2.2 热量衡算
2.2.2. 1 石墨冷却器 (E1)
按照一般管壳式换热器热量衡算公式进行计算, 管程走粗盐酸循环液及E2出口分流吸收液。计算结果如下:
总传热系数KE1=105kJ/ (m2·h·℃) [2]
换热面积SE1=88.85m2;取SE1为105m2
E1循环水用量QE1_CW=6 502.8kg/h
2.2.2. 2 石墨降膜吸收器 (E2、E3)
E2、E3属于降膜吸收, 选取结构形式为圆块孔式。其总传热系数K的计算非常重要, 采用公式1/K=1/αh+Rh+b/λ+Rc+1/αc[3][αh—竖直管内热流体降膜传热系数;αc—冷却循环水传热系数;dh—竖直换热管内径, 取0.018m;dc—横管内径, 取0.015m;b—换热管壁厚, 选取当量壁厚为0.005m;Rh—竖直管内壁热阻;Rc—横管内壁热阻;λ—石墨换热器导热系数, 取360kJ/ (m·h·℃) ]计算K值。且其αh值的计算最为关键———选取精度最好的威尔克 (Wilke) [3]公式进行计算。
(1) E2的计算结果
降膜管总长L=4m
所需换热管数N=706根
总传热系数KE2=2 358.40kJ/ (m2·h·℃)
换热面积SE2=159.73m2;取SE2为185m2
循环水用量QE2_CW=104 963.7kg/h
(2) E3的计算结果
总传热系数KE3=2 333.5kJ/ (m2·h·℃)
换热面积SE3=117.88m2;取SE3为140m2
循环水用量QE3_CW=84 260.0kg/h
E3的内外管径、管长、壁厚均与E2相同。
2.2.2. 3 填料吸收塔 (T1)
选用25×25×0.6mm钢质鲍尔环, 对填料塔的逆流吸收过程进行计算[4], 结果如下:
计算塔径D=0.802m;取D为0.85m
传质单元数NOG=1.446
传质单元高度HOG=0.95m
填料层高度H=1.374m;取H为1.5m
2.2.2. 4 优化设计后主要设备 (表1)
3 经济效益分析 (表2)
4 结论
(1) 由表2可以看出, 虽然新方案的土建投资要高于原方案, 但改造后由于用电设备运行成本的降低, 尾气吸收系统的综合运行成本可以节省约50万元/a;按10a使用寿命计, 共可节约500万元的费用。
万元/a
注: (1) 设备使用年限为10a; (2) 电费0.6元/kW·h, 年运行时间310d。
(2) 采用文丘里水力喷射器, 既能代替引风机对尾气产生负压抽吸, 也能吸收填料塔出来的剩余氯化氢气体, 且不容易受到尾气的腐蚀, 可谓一举多得。
(3) 吸收塔、循环泵数量大大减少, 可减轻人员巡检、操作及维护强度。
参考文献
[1]北京石油化工工程公司编.氯碱工业理化常数手册[M].北京:化学工业出版社, 1988:708.
[2]潘虎.圆块式石墨换热器传热系数的计算[J].化工设计通讯, 1988, 14 (2) :60~65.
[3][日]尾花英朗著.热交换器设计手册 (下册) [M].北京:石油工业出版社, 1984:376~387.