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石墨降膜吸收器的设计规范

来源:未知发表时间:2019-07-23 11:16

石墨降膜吸收器按照结构分为2种,一种是列管式,另一种是圆块孔式。因为列管式降膜吸收器结构简略、制作便利、资料利用率高、成本较低、可制成较大规格用于处理量较大的吸收进程,因而被广泛应用于盐酸出产。下面从石墨降膜吸收器的结构特色入手,提出降膜吸收器的工艺规划办法,并对1.0万t/a 31%盐酸的降膜吸收器进行了选型规划。

1降膜吸收器工艺规划办法

2.1规划核算程序降膜吸收器在吸收进程中不断地将溶解热移走,吸收液均匀分布成薄膜状沿管的四周流动,进行传质,因而降膜吸收器的规划既要满意换热面积要求,一起还要满意吸收面积要求。因降膜吸收器的根本结构形式为列管式换热器,因而总的规划程序为先进行换热面积规划核算,并依此确定设备类型,然后依据所定设备类型的工艺尺度对吸收面积进行校核,直到换热面积与吸收面积都契合操作条件。在换热面积的总传热系数规划中,管内侧均匀对流传热系数选用威尔克(Wilke)[1]的实验公式,管外侧均匀对流传热系数依据凯恩(Kern)法[2-3]进行规划核算。吸收面积的总传质系数及传质推进力的规划中,因为是高浓度吸收,所以选用诺曼法(Norman)或莫里斯法(Morris),并依据Carey和Williamson提出的线图进行规划核算[4-6],其间传质系数由降膜式盐酸吸收器中的传质系数图[7]得到。

2.2主要数学模型

核算换热面积的主要数学模型(1)管内侧均匀对流传热系数αi=αi1l1+αi2l2l。其间:αi1=0.094 2μicp iRe4l1+1.88λig1/3(3/4)1/3(μi/ρi)2/3R1e/3。B=WiπNDi,由B查过渡区的长度图[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)管外侧均匀对流传热系数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)总传热系数K。1K=1αo+ro+DoDm·tsλ+riDoDi+1αi·DoDi。(4)换热面积S=QΔtmK。

核算吸收面积的主要数学模型(1)操作线方程:y1-y=-LV·x1-x+y21-y2+LV·x21-x2。(2)传质进程均匀推进力Δym。Δym=f1Δyc(Norman法)或Δym=f2Δyav(Morris法),f1由Δyc/Δy1及Δyc/Δy2查均匀推进力求算变形图(Carey and Williamson)得到,f2由Δyc/Δyav及Δy1/Δy2查均匀推进力求算变形图得到,Δyav=(Δy1+Δy2)/2。(3)气体质量流量Go=mo/(π/4DiN)。(4)总传质系数Kym。因为HCl气体易溶于水,属气膜控制,传质系数1/Ky=1/ky+m/kx中可疏忽液膜阻力m/kx,即Ky=ky。依DiGo/(μM1.75)查图(降膜式盐酸吸收器中的传质系数图),得到降膜吸收器出口、进口以及操作规模中点处气相传质系数kG1、kG2、kGc,通过Ky=kGp得到Ky1、Ky2、Kyc,再由Kyc/Ky1及Kyc/Ky2查均匀推进力求算图(Carey and Williamson)得到f1,进而得到总传质系数Kym=f1Kyc。或者由Kyc/Kyav及Ky1/Ky2查均匀推进力求算变形图得到f2,进而得到总传质系数Kym=f2Kyav,Kyav=(Ky1+Ky2)/2。(5)吸收面积F=WKymΔym。

规划核算实例以吉兰泰湖盐为质料电解出产氢氧化钠,部分氯气用于出产盐酸,出产盐酸的吸收系统选用一级降膜加尾气吸收,出产能力31%盐酸1.0万t/a,年工作时间8 000 h。出产设备条件如下。①入降膜吸收器组成气组成(体积分数),HCl95.80%、O2 0.45%、N2 2.27%、CO2 0.42%、H2 O1.06%;组成气流量11.10 kmol/h,组成气体温度40℃。②至尾气吸收塔的尾气组成(体积分数),HCl 89.84%、O2 1.15%、N2 5.85%、CO2 1.08%、H2 O 2.08%;尾气流量4.30 kmol/h,尾气温度35℃。③来自尾气吸收塔的稀酸液组成(质量分数),HCl 13.4%、H2 O 86.6%;稀酸液流量1 002.25kg/h,稀酸温度40℃。④制品盐酸组成(质量分数),HCl 31.00%、H2O 69.00%;制品盐酸流量1 250.00 kg/h,制品盐酸温度35℃。⑤冷却水进口温度25℃,冷却水进口、出口温差5℃;⑥盐酸组成系统压力0.21 MPa(绝压)。规划核算中所有物性参数均由文献[7]得到,热量衡算中各组成的焓值均来自于文献[8],有关规划核算中间参数及结果如下。2.1降膜吸收器换热面积规划核算(1)假设总传热系数Kj,核算传热面积Sj。降膜吸收器须移出的热量Q=808 221.665 8kJ/h,传热温差Δtm=10℃,假设总传热系数Kj=1 835.02 kJ/(h·m2·℃),则核算得到降膜吸收器的换热面积Sj=44.044 3 m2。(2)由核算得到的传热面积挑选降膜吸收器类型,并得到概略尺度。降膜吸收器类型,GX 800-Ⅰ-T-50;吸收管内径Di=0.022 m,吸收管外径Do=0.032 m,吸收管均匀直径Dm=0.027 m,吸收管N=199根,吸收管长度l=3 m,降膜吸收器钢制筒体内径D=0.80m,管心距t=0.05 m,降膜吸收器公称换热面积Sh=50 m2。(3)依据挑选的降膜吸收器,核算管内侧均匀对流传热系数αi。管内侧液体比热容cpi=3.015 0 kJ/(kg·℃),管内侧液体导热系数λi=1.552 0 kJ/(m·h·℃),重力加速度g=1.27×108 m/h2,管内侧液体黏度μi=3.960 0 kg/(m·h),管内侧液体密度ρi=1 095kg/m3,液体流量Wi=1 250 kg/h,管内侧单位宽度流量B=90.929 5 kg/(m·h),过渡区长度l1=0.42 m,兴旺区长度l2=2.58 m,管内侧液膜的雷诺数Re=91.848 0,管内侧液体液膜厚度δ=1.086×10-4 m,过渡区均匀对流传热系数αi1=15 246.997 3kJ/(h·m2·℃),流动兴旺区均匀对流传热αi2=26 867.079 6 kJ/(h·m2·℃),液体彻底层流的临界雷诺数Reu=658.451 0,管内侧均匀对流传热系数αi=25 240.265 4 kJ/(h·m2·℃)。(4)依据挑选的降膜吸收器,核算管外侧均匀对流传热系数αo。管外侧冷却水黏度μo=8.007 0×10-4 Pa·s,管外侧冷却水密度ρo=995.980 0 kg/m3,管外侧冷却水导热系数λo=2.224 4 kJ/(m·h·℃),管外侧冷却水比热容cpo=4.178 8 kJ/(kg·℃),管外侧壁温下冷却水黏度μw=8.007 0×10-4 Pa·s,两挡板间的距离h=0.3 m,管外侧当量直径De=0.054 9m,流体流过管间的最大截面积A=0.086 4 m2,冷却水流量Vo=38.739 3 m3/h,管外侧冷却水流速uo=0.124 6 m/s,管外侧均匀对流传热系数αo=3 687.762 8 kJ/(h·m2·℃)。(5)核算总传热系数K,并得到换热面积S。吸收管壁厚ts=0.01 m,管外侧尘垢热阻ro=0.478 5×10-4 h·m2·℃/kJ,管内侧尘垢热阻ri=0.478 5×10-4 h·m2·℃/kJ,石墨资料导热系数λ=120.384 0 kJ/(m·h·℃),总传热系数K=1 835.909 9 kJ/(h·m2·℃),得换热面积S=44.044 3 m2。2.2降膜吸收器吸收面积规划核算(1)传质进程的均匀推进力Δym。进入降膜吸收器水量L=47.916 7 kmol/h,进入降膜吸收器惰性气体量V=0.437 2 kmol/h,降膜吸收器出口酸摩尔分数x1=18.14%,降膜吸收器进口酸摩尔分数x2=7.43%,降膜吸收器出口HCl气体摩尔分数y1=89.84%,降膜吸收器进口HCl气体摩尔分数y2=96.05%,出口处操作线与平衡线间摩尔分数差Δy1=75.64%,进口处操作线与平衡线间摩尔分数差Δy2=95.83%,操作规模中点处操作线与平衡线间摩尔分数差Δyc=90.71%。Δyc/Δy1=1.199 3,Δyc/Δy2=0.946 5,f1=0.948,得传质进程的均匀推进力Δym=0.859 9。降膜吸收器HCl吸收进程的操作线与平衡线示意图如图1所示。图1 HCl吸收进程的操作线与平衡线示意图Fig.1 Illustrative diagram of operation curve andequilibrium curve for HCl absorption(2)传质进程的总传质系数Kym。进口处气体质量流量m02=400.614 2 kg/h,进口处单位面积气体质量流量G02=5 298.564 7 kg/(m2·h),进口处气体黏度μ2=5.665 0×10-2 kg/(m·h),进口处气体均匀相对分子质量M2=36.168 5,进口处DiG02/(μ2 M21.75)=3.857 5,进口处气相传质系数kG2=4.0×10-6 kmol/(m2·h·Pa),进口处气体压力p2=0.21×106 Pa,进口处气相传质系数Ky2=0.84 kmol/(m2·h),出口处气体质量流量m01=153.397 4 kg/h,出口处单位面积气体质量流量G01=2 028.849 8 kg/(m2·h),出口处气体黏度μ1=5.69×10-2 kg/(m·h),出口处气体均匀相对分子质量M1=35.646 8,出口处DiG01/(μ1M1.75)=1.553 0,出口处气相传质系数kG1=2.5×10-6 kmol/(m2·h·Pa),出口处气体压力p1=81 587.082 5 Pa,出口处气相传质系数Ky1=0.204 0 kmol/(m2·h),操作规模中点处气体质量流量m0c=277.006 0 kg/h,操作规模中点处单位面积气体质量流量G0c=3 663.709 9 kg/(m2·h),操作规模中点处气体黏度μc=5.67×10-2 kg/(m·h),操作规模中点处气体均匀相对分子质量Mc=36.024 0,操作规模中点处DiG0c/(μcM1c.75)=2.683 6,操作规模中点处气相传质系数kGc=3.0×10-6 kmol/(m2·h·Pa),操作规模中点处气体压力pc=145 793.592 3 Pa,操作规模中点处气相传质系数Kyc=0.437 4 kmol/(m2·h),Kyc/Kyav=2.144 1,Ky1/Ky2=0.520 7,f2=0.908,得总传质系数Kym=0.397 2 kmol/(m2·h)。(3)吸收面积FC。单位时间被吸收的HCl量W=10.616 4 kmol/h,核算吸收面积FC=31.082 8 m2。2.3降膜吸收器换热面积及吸收面积规划结果的选型降膜吸收器以换热面积选型类型GX 800-Ⅰ-T-50,该类型降膜吸收器换热面积50 m2,该类型降膜吸收器吸收面积41.8 m2。核算换热面积与实践换热面积的比较:S核算=44.044 3 m2,S实践=50m2;换热面积满意要求。核算吸收面积与实践吸收面积的比较:F核算=31.082 8 m2,F实践=41.8 m2;吸收面积满意要求。3结语从石墨降膜吸收器的结构特色入手,研讨并提出了降膜吸收器的优化规划办法。出产实践证明,该规划办法合理可行。

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