冷却净化系统工艺计算示例

出处：按学科分类—工业技术 轻工业出版社《制浆造纸手册第五分册酸法制浆》第107页（8330字）

根据本节沸腾焙烧炉工艺计算示例，沸腾炉出口炉气温度850℃，组成为：

拟定的流程为：炉气(850℃)－→炉气冷却器(500℃)－→旋风除尘器(450℃)－→文氏管洗涤器－→泡沫洗涤塔(40℃)－→风机－→吸收工序。

1．炉气冷却器

(1)热量衡算

进热：根据本节沸腾炉工艺计算示例，干炉气热量276200千卡／时：炉灰热量60500千卡／时；炉气中水分热量17800千卡／时，共计354500千卡／时。

出热：t=0～500℃，Cso_。=12%时干炉气的平均热容量：

cp=7．148+0．00103t(千卡／公斤分子·℃)

干炉气带出热量：

炉灰带出热量：

309×0．23×500=35600(千卡／时)

炉气中水分带出热量：500℃时水蒸气的热容量为8．51千卡／公斤分子·℃，则炉气中水分带出的热量为：

2．31×8．51×500=9600(千卡／时)

炉气带出总热量为：

157000+35600+9600=202200(千卡／时)

(2)平均温度差：设空气温度为20℃。取算术平均值。

(3)传热系数取18千卡／米²·时·℃。

(4)炉气冷却器冷却面积：

取13米²，其中包括和沸腾炉出口的连接管及炉气冷却器灰斗的散热面积。

2． 旋风除尘器

气体量，919+51．8=970．8标米³／时，气体温度500℃，压力微负压。

操作气量：

根据表6－2－41选用公称直径400毫米CLK扩散式旋风除尘器一台。其进口尺寸为400×104毫米，断面积为0．0416米²

进口气速：W_进=0．765／0．0416=18．4(米／秒)

压力降：炉气重度γ气=(1338．7+41．6)／2750≌0．5(公斤／米³)，ξ进推荐采用9．0，则：

旋风除尘器入口含尘量为：

309×10³／970．8=318(克／标米³)

除尘效率以85%计，则出口炉气中含尘量为：

3．文氏管洗涤器

(1)计算条件

炉气进入文氏管的温度：～450℃

炉气进入文氏管的压力：～－90毫米水柱

当地大气压：～740毫米汞柱

进文氏管干炉气的分子量：

进文氏管的炉气湿含量：=0．0311(公斤／公斤干炉气)

(2)文氏管喷水量

喷水量取决于液气比，液气比要适当。喷水量大，雾化不好，效率下降。喷水量小，造成中心短路，液滴密度不足，效率也下降，现取液气比0．785／1000计算。

操作气量：

喷水量：2655×0．785／1000≈2．1(吨／时)

(3)由热平衡决定文氏管出口温度

炉气平均分子热容量：当C_so2=12%，t=450℃时，Cp=7．128+O．00103×450=7．592(千卡／公斤分子·℃)

炉气带入热：

41．01×7．592×450=140000(千卡／时)

炉气中水分带入热：450℃时水气平均分子热容量为8．44千卡／公斤分子·℃。

2．31×8．44×450=8780(千卡／时)

矿灰带入热：

46．4×0．23×450=4800(千卡／时)

喷水带入热量：设水温为32℃，

2100×32==67200(千卡／时)

反应热和溶解热：

SO_3(气)+H₂O_(气)－→H₂SO_4(气)+29830千卡／公斤分子

H₂SO_4(气)－→H₂SO_4(液)+11980千卡／公斤分子

上述反应热均取25℃时近似计算，不再校正。

H₂SO₄的溶解热为22000千卡／公斤分子。

炉气中含SO₃0．08公斤分子。

0．08×(29830+11980+22000)=5104(千卡／时)

由热平衡，经试差法求炉气出口温度tg。假定tg=65℃，在此温度下，水汽的平均分子热容量为7．85千卡／公斤分子·℃，炉气的平均分子热容量：

Cp=7．148+0．00103×65=7．216(千卡／公斤分子·℃)

炉气带出热：

41．01×7．215×65=19230(千卡／时)

排液温度tw较tg低4～8℃，取tw=59．5℃，此温度时饱和水蒸气压P_水为146毫米汞柱。假定文氏管压力降为150毫米水柱则文氏管出口压力为－240毫米水柱。出口炉气中湿含量：

出口炉气中含水：

炉气中水分带出热：

10．17×7．85×65=5180(千卡／时)

蒸发水量：183．2－41．6=141．6(公斤／时)

水的汽化热(0℃时水的汽化热为595千卡／公斤)：

141．6×595=84300(千卡／时)

出热总计：

19230+5180+84300=108710(千卡／时)

排出的水量：2100－141．6=1958．4(公斤／时)

排水温度：

计算结果与试取的基本一致。取tg=65℃，tw=60℃进行下面的计算。

(4)排出水中溶解的二氧化硫

近似取进口炉气中SO₂浓度(12%)和出口压力(－240毫米水柱)计算：

当P_so2=64．5毫米汞柱和温度为60℃时，二氧化硫在水中的饱和溶解度为0．44克／100克水(本节二氧化硫的吸收部分)，排水中二氧化硫溶解度取饱和溶解度的70%。排水中二氧化硫溶解量：

文氏管出口炉气成分：

平均干炉气分子量：

炉气湿含量：=0．138公斤／公斤干炉气

炉气中SO₂浓度：～11．8%

SO₃在文氏管中全部生成酸雾，但大部分仍留在炉气中，计算中从略。

(5)文氏管尺寸计算

进口状态操作气量：

出口状态操作气量：

第一级文氏管主要用于降温，故取喉管进口气速60米／秒。

喉管截面积：0．74／60=0．0123(米²)

喉管出口气速：0．413／0．0123=33．6(米／秒)

平均气速：(60+33．6)／2=46．8(米／秒)

喉管直径：

喉管长度：取L／d=1．28

L=125×1．28=160(毫米)

喷水孔：喷水量2100公斤／时(0．000584米³／秒)，喷水速度取10米／秒，采用Φ3毫米喷水孔，每个喷水孔面积为7．06×10^－6米²，单孔喷水量为70．6×10^－6米³／秒，喷水孔数：

收缩管：进收缩管气速取12米／秒。

收缩管进口直径；

收缩管长度：取α=23°。

L₁=2．46(280－125)=380(毫米)

扩大管：出扩大管气速取10米／秒。

扩大管出口直径：

扩大管长度：取β=7°。

L₂=8．17×(230－125)=860(毫米)

(6)阻力计算

按经验式：

式中 ρ₂——出口气体重度，≈1．0公斤／米³；

u₂——喉管出口气速，33．6米／秒；

u_均——喉管平均气速，46．8米／秒；

L——喷水量，35公斤／分；

A——喉管截面积，0．0123米²；

4．泡沫洗涤塔

进入泡沫洗涤塔的炉气成分同文氏管出口，进塔温度为65℃，要求出塔温度为40℃。塔内平均操作压力719毫米汞柱，即塔入口压力为－210毫米水柱，并假定泡沫塔的压力降为150毫米水柱。

泡沫塔的作用是除尘和降温，计算按降温考虑。为了方便起见，炉气平均分子量和SO₂浓度等均按进口状态计算。

十炉气平均分子热容量7．215千卡／公斤分子·℃(0．222千卡／公斤·℃)；水蒸气平均分子热容量7．85千卡／公斤分子·℃(0．436千卡／公斤·℃)。

计算在不同温度下炉气的湿含量x和热焓Ⅰ。并绘于图6－2－27。

图6－2－27 炉气的t－Ⅰ图

(1)泡沫塔出口水温

泡沫塔出口水温，若达到对应于炉气进口条件下的湿球温度，则用水量为最小。实际达不到此要求。计算定进水温度为30℃，并假定出水温度为50℃。

炉气带入热：108710千卡／时(见文氏管计算)。

假定溶解于水中的二氧化硫量为14公斤，则干炉气量：1326．3－14=1312．3公斤／时。

炉气带出热：Ⅰ₄₀=37．18千卡／公斤干炉气

1312．3×37．18=48800(千卡／时)

炉气释出热：108710－48800=59910(千卡／时)

出口炉气含水量：1314．3×0．0463=60．9(公斤／时)

冷凝水量：183．2－60．9≌122(公斤／时)

用水量：59910=(50－30)W+50×122

排水量：2690+122=2812(公斤／时)

(2)排水中二氧化硫溶解量

近似取进口SO₂浓度，压力取塔内平均操作压力。

tw=50℃，P_s0。=68毫米汞柱，水中二氧化硫饱和溶解量为0．56克／100克水，实际取饱和量的85%。溶解于水中的SO₂量：

(3)出泡沫塔炉气成分

(4)泡沫塔设备核算

①塔板数：在图6－2－27上作操作线AB，A点为进水温度．出气的热焓；B点为出口水温，进气的热焓。由梯级法求得理论塔板数为2块，实际采用3块。

②空塔速度和塔内径：塔内平均气量：

塔内平均气温：(65+40)／2=52．5℃

塔内平均压力：719毫米汞柱

操作气量：

塔截面积：即空塔气速为1．6米／秒。

F=0．373／1．6=0．233(米²)

塔内径：

③淋洒密度：2．690／0．233=11．52(米³／米²·时)

④气液比：1341∶2．69≌500∶1

⑤塔板参数：本示例计算为一小塔，为了简化设备结构，全部采用淋降板。

上层塔板(分布板)，取孔速为8米／秒。

塔板自由截面积：0．373／8=0．0467(米2)

S₀==0．0467／0．233×100=20%

根据表6－2－46，取孔径为7．0毫米，孔中心距为15毫米，等边三角形排列，S₀=19．74%。

中，下层塔板，取孔速11米／秒。

塔板自由截面积：0．373／11=0．0338(米²)

S₀=O．0338／0．233×100=14．5%

根据表6－2－46取孔径为6毫米，孔中心距为15毫米，等边三角形排列，S₀=14．5%。

孔中心距t／孔径d之比值，对于气液两相的混合程度具有决定意义。对于上层塔板，主要起分布作用，要求阻力低，液体泄漏快，t／d应在2以下，本示例为15／7=2．01，基本接近要求。中下层塔板t／d要求在2～2．5之间比较合适，本示例为15／6=2．5。

自由截面率S₀在10～18%之间，孔速在6～15米／秒之间均可获得较好结果。

⑥板间距：泡沫层高度H取200毫米，分离空间H空间取150毫米，附加高度h_附加取0．25H即50毫米，则塔板间距；

H_T=200+150+50==400(毫米)

⑦阻力计算：干塔板阻力ΔP₁，假定塔板厚δ=15毫米，K_c=1．5，γ_气≌1．0公斤／米³，中、下层塔板孔速W_孔=11米／秒，上层塔板孔速W_孔′=8米／秒。

泡沫层阻力取决于泡沫层高度，淋降板泡沫层高度可按下式估算：

式中 W_气——空塔气速，1．6米／秒；

L——液流强度，2690公斤／时：

G——气流强度，1441公斤／时。

(取塔出入口平均值)

因此泡沫层阻力ΔP₂：

ΔP₂=325×0．078－23×1．6+43．5=32．1(毫米水柱)

三层塔板的阻力共计：

2×13．4+7．1+3×32．1=130．2(毫米水柱)

加上塔的进出口，总阻力为

130．2×1．1≌145(毫米水柱)