氯氢处理设备能力核算
(中职)氯碱PVC生产工艺及设备3项目三 氯氢处理教学课件工信版(共101张PPT)
一、氯气冷却、干燥常用方法和生产过程
1.氯气处理的生产任务及主要控制指标
氯气对碳钢的腐蚀速率，如表3-1所示
表3-1 氯气对碳钢的腐蚀速率
氯气含水分/% 0.00567 0.01670 0.0206 0.0283
腐蚀速率/（mm/年） 0.0107 0.0457 0.0510 0.0610
氯气含水分/% 腐蚀速率/（mm/年）
0.0870
0.114
0.1440
0.150
0.330
0.38
3
一、氯气冷却、干燥常用方法和生产过程
1.氯气处理的生产任务及主要控制指标
由表3-1可知，随着氯气的含水量增加，每年对碳钢腐蚀的速 率也增加。可见湿氯气的脱水和干燥是生产和使用氯气的必 要条件。而氯气处理的生产任务就是除去湿氯气中的水分， 使之变成含有微量水分的干燥氯气以适应氯气的各种需求。
5
一、氯气冷却、干燥常用方法和生产过程
2.氯气冷却、干燥的常用方法
（2）吸收法
吸收法干燥工艺是将高温湿氯气在干燥塔中用浓硫酸吸收氯 气中的水分、降低氯气的湿度，从而实现氯气的干燥。为了 使氯中的含水量小于50mg／L，一般用98％的浓硫酸进入干燥 塔，且温度应尽量低，但也不要使酸温过低，以防止硫酸溶 液生成H2S04·2H2O、H2S04·H2O等结晶，造成设备和管道的阻 塞、影响生产。硫酸吸水是放热过程，故干燥用的硫酸要进 行冷却，进塔的酸温度控制在20℃左右。该法使用设备较多， 工艺复杂，但水分脱出率较高。
7
一、氯气冷却、干燥常用方法和生产过程
2.氯气冷却、干燥的常用方法
8
一、氯气冷却、干燥常用方法和生产过程
2.氯气冷却、干燥的常用方法
由表3-2可知，在相同压力下，湿氯气温度下降，湿氯气中“含 湿量”也明显下降。例如，湿氯气温度为90℃时，每千克湿氯 气中平衡湿含量可达到571g，若将其冷却、温度降至40℃，则 每千克湿氯气中平衡湿含量（最多可达到的湿含量）为19.8g，
氯氢处理(氯碱操作工考试题库)
氯氢一、判断题：1．由于湿氯气的的腐蚀作用，列管冷却器常采用钛材。
（√）2．泡沫塔与填料塔相比其优越性主要体现在泡沫塔体积小，干燥速度快。
（√）3．氢气系统管道法兰螺丝采用铜丝接地是为了防止静电发生。
（√）4．紧急处理少量氯气后的NaOH溶液仍可留作下次使用。
（√）5．氯碱工业发展的主要方向是如何降低电解过程中的能耗。
（×）6．纳氏泵中硫酸所起的作用是带走压缩氯气过程中所产生的热量。
（×）7．出干燥塔的氯气最终含水量取决于进最后一塔的硫酸的温度和浓度。
（×）8．泡罩吸收塔中，氯气的空塔气速越大，吸收效果越好。
（×）9．硫酸温度越高，对酸泵腐蚀越大。
（√）10．氯气冷却所用的填料塔材料为PVC时，其设计温度和操作温度都应注意不大于70℃。
（√）11．从电解工段来的湿氯气，温度越高，含水量越大。
（√）12．从电解工段出来的氯气常用钢管输送至氯氢处理工序。
（×）13．经纳氏泵压缩后的氯气压力可达到1.6MPa。
（×）14．一般从电解槽出来的湿氯气的温度在75~85℃。
（√）15．氯气紧急处理装置安装在电解工序和干燥工序之间的水封气体排出口上。
（√）16．氯气紧急处理装置常采用泡罩塔以便充分吸收氯气。
（×）17．氯气冷却工序最重要的指标是控制出口氯气的温度。
（√）18．氯气干燥过程的效率主要决定于推动力，即氯气含水量和硫酸上方的水蒸气分压之差。
（√）19．空塔气速越大，从干燥塔出来的氯气夹带的酸雾越少。
（×）20．丝网除沫器的作用是除去氯气中残余的酸雾和盐雾。
（×）21．泡沫塔中设在第5块塔板上的旋泡除沫板的主要目的是为了避免大量浓硫酸逸出塔外。
（√）22．从电解工段来的湿氯气经冷却后可除去其中80%以上的水份。
（√）23．三塔一组的填料塔流程中，设置稀硫酸除雾器的目的是为了防止第二塔的稀硫酸返混入第一塔。
（√）24．几种氯气冷却流程之间的最大差别就在于分别采用了直接和间接冷却方式。
湿氯气余热利用及工艺设备的计算
湿氯气余热利用及工艺设备的计算氯碱是高耗能产品，如何降低生产能耗不仅是企业降低生产成本，提高产品竞争力的需要，也是响应国家“节能减排”和“可持续发展”的需要。
目前公司年产烧碱10万t，联产氯气约8.7万t、氢气2500t。
一方面从电解槽出来的氯气、氢气温度在90～95℃之间，并被水蒸气饱和，内含大量热能。
该热能不但没有被利用，而且要耗大量自来水将这部分热能移走；另一方面进槽盐水温度需达到75～80℃，而从盐水工序送到电解工序的精盐水温度在47℃左右，需用蒸汽将其加热至75℃左右，耗费了大量蒸汽。
如果能利用从电解槽出来的氯气或氢气余热来提高精盐水温度，将降低盐水预热用蒸汽；同时可节约氯气或氢气冷却用自来水。
1方案选择不管采用氯气与精盐水换热还是氢气与精盐水换热，行业内都有许多成功的经验，到底选择哪种气体与精盐水热交换呢？首先从理论上讲，由于电槽出来的湿氯气或湿氢气都被水蒸气饱和，主要成分是水蒸汽，所以湿氯气与湿氢气的热焓值没有太多差异。
经计算，湿氯气热焓略大于湿氢气。
若利用氢气与进槽盐水换热，其换热设备材质可选用碳钢或是不锈钢，设备造价会相对低些。
不过，氢气是从隔膜电槽阴极箱直接进入氢气总管，没有特定分离空间；而氯气是从槽盖上与阳极液分离出来，槽盖上部可视为有效分离空间。
因而氯气断电性能要比氢气好。
所以如果选用盐水与氢气换热，要注意的是设备使用寿命。
上世纪七十年代末期我公司就使用过氢气余热——精盐水换热工艺，后来因设备使用寿命太短而取消。
据报道现在有国内同行采用金属表面处理技术来提高设备寿命的，但其制造成本大大提高了。
另外文献介绍，国外有采用氢气与精盐水直接进行换热，然后再重饱和精盐水的工艺，但国内尚无使用的报道。
若利用湿氯气与精盐水换热，则换热设备只能用钛材作主材。
其造价是氢气—盐水换热设备所用不锈钢材质的造价的三倍。
但是钛换热设备使用寿命预计可达二十年甚至更长些。
所以最终决定采用湿氯气与精盐水换热的方案。
无害化处理能力的计算公式
无害化处理能力的计算公式无害化处理能力的计算公式，这可真是个不太常见但又十分重要的话题。
咱先来说说啥叫无害化处理。
简单来讲，就是把那些可能对环境、对咱们的健康有危害的东西，通过一定的方法和手段，让它们变得没那么危险，甚至完全没有危害。
比如说，垃圾的处理、污水的净化、危险废弃物的处置等等，都属于无害化处理的范畴。
那这无害化处理能力的计算公式到底是啥呢？其实它没有一个固定的、一成不变的公式，得根据具体的处理对象和处理方式来定。
举个例子，假如咱说的是垃圾焚烧厂的无害化处理能力。
那可能就要考虑焚烧炉的大小、燃烧效率、每天的运行时间等等因素。
比如说，一个焚烧炉每小时能处理 10 吨垃圾，每天运行 8 个小时，那它一天的无害化处理能力就是 80 吨。
再比如说污水处理厂，这时候就要看处理设备的处理速度、污水的进水浓度、出水标准这些东西。
假设一套处理设备每小时能处理 100立方米污水，进水的污染浓度是多少，经过处理要达到什么样的标准，通过一系列复杂的计算，才能得出它的无害化处理能力。
我之前去参观过一家垃圾焚烧厂，那场面真是让我印象深刻。
刚进去的时候，就能闻到一股不太好闻的味道，毕竟是垃圾嘛。
但当我看到那些巨大的焚烧炉，还有各种先进的处理设备在有条不紊地工作着，心里又觉得挺神奇的。
工作人员给我详细介绍了他们是怎么计算无害化处理能力的，还带着我看了各种数据和图表。
我就发现，这其中的每一个数字、每一个参数都不是随便定的，都有它的道理和依据。
而且，这无害化处理能力的计算可不是随便算算就行的。
算少了，处理不了那么多的垃圾或者污水，就会造成环境污染；算多了，又会造成资源的浪费。
所以啊，这计算必须得精准、科学。
不同的行业、不同的地区，对于无害化处理的要求也不太一样。
有些地方对环保要求特别高，那无害化处理能力就得更强；有些行业产生的废弃物特别难处理，那计算的时候就得考虑更多的因素。
总之，无害化处理能力的计算公式虽然复杂，但它对于保护环境、保障我们的生活质量那可是起着至关重要的作用。
离子膜氯碱工艺衡算
离子膜氯碱工艺衡算6万吨离子膜物料衡算一、项目：新建年产6万吨烧碱。
二、计算依据1、需要的一次盐水（1）生产1吨烧碱需要消耗的一次盐水流量：11m3／h(一次盐水浓度为305±5g/l，离子膜电解槽淡盐水浓度工艺控制指标为215±5g/l，年工作8000小时。
（2）设计生产烧碱能力为6万吨,每小时产碱7.5吨，则消耗的一次盐水为：7.5×11＝82.5 m3／h一次盐水管道的确定:盐水流速范围:1.0~2.0m/s,取1.5 m/s计算s=Q /v=82.5/3600×1.5=0.01527 m2管道材质为衬PO管,管径为0.139 m。
输送管道选择Ø159×6.5的无缝钢管衬PO.2、离子膜系统酸消耗（1）一次盐水的含碱浓度：(0.3～0.6)g/l，取0.5 g/l计算；进螯合树脂塔前需要调整到PH：9±0.5，取PH为9（即体积浓度为：0.0004 g/l）计算,则高纯酸消耗：mHCl=（82.5×0.5－82.5×0.0004）×36.5/40＝37.61kg/h即酸消耗为：VHCl=0.109 m3/h。
高纯酸用于调节一次盐水PH酸管的确定:高纯酸输送为自流,流速取0.5m/s,取计算s=Q /v=(0.109/3600)/0.5=0.00006056m2管道材质为PVC管,管道直径为8.78mm。
输送管道选择Ø25,实际流速为:0.38 m/s,（2）鳌合树脂再生需要的高纯酸量鳌合树脂塔运行24小时下线，配制酸浓度控制5%~6%，取5.5%计算，高纯水流量为6 m3/h，则31%的高纯酸流量1.125 m3/h，再生时间2.5小时，一年中平均每小时需要31%的高纯酸量为：0.117m3/h。
鳌合树脂再生高纯酸管道管的确定:高纯酸输送为自流,流速取0.5m/s,取计算s=Q /v=(1.125/3600)/0.5=0.000625m2管道材质为CPVC管,管道直径为28mm。
氯化氢 成本
氯化氢成本氯化氢，化学式为HCl，是一种无色、刺激性的气体。
它是化学工业中重要的原料之一，广泛应用于石化、冶金、医药、电子等领域。
在这篇文章中，我们将讨论氯化氢的成本。
首先，氯化氢的生产方法有两种：直接合成和间接合成。
直接合成是指通过盐酸酸化金属氯化物来制取氯化氢，而间接合成则是先通过电解食盐水制取氢气，再与氯气反应得到氯化氢。
两种方法的成本会有所不同。
首先来讨论直接合成的成本。
这种方法需要使用金属氯化物作为原料，常用的有氯化钠、氯化钾等。
这些金属氯化物的价格会根据市场供求情况而波动，但通常较为稳定。
此外，还需要用到大量的盐酸作为酸化剂。
盐酸是一种常见的化工产品，市场上有多个品牌和规格可选择。
其价格也会随着市场供需的变化而波动。
除了原料成本，生产设备的投资也是直接合成成本的一部分。
例如，用于反应的反应釜、蒸发器、冷却器等设备需要购买和维护，这些成本也会计入到氯化氢的成本当中。
相比之下，间接合成的成本要高一些。
首先，电解食盐水需要大量的电力供应，因此电费成为了生产成本的一个重要部分。
此外，电解设备的投资和维护也需要考虑在内。
在与氯气反应得到氯化氢的过程中，还需要用到吸收剂和洗涤剂，以去除其中的杂质和余氯，这也需要一定的投入。
除了生产成本，氯化氢的运输成本也是需要考虑的。
氯化氢在常温下是一种易挥发的气体，而且具有一定的腐蚀性，因此在运输过程中需要采取特殊的措施来确保安全。
一般来说，氯化氢会储存在压力钢瓶中，运输成本包括瓶体和装运的费用。
此外，为了确保运输过程中的安全，还需要购买相关的保险和遵循相关法规。
经过以上的分析可知，氯化氢的成本受到多方面因素的影响。
原料价格、生产设备投资、电费、吸收剂和洗涤剂、瓶体及装运等都是成本的组成部分。
此外，市场供需的变化和法规的变更也会对成本造成影响。
了解这些成本因素，可以帮助相关企业做出合理的定价和经营决策。
总结起来，氯化氢的成本是一个复杂的问题。
不仅涉及到生产过程中的原料和设备投资，还包括运输和安全等方面的因素。
石墨降膜吸收器吸收HCl的工艺计算及设备选型
石墨降膜吸收器吸收HCl 的工艺计算及设备选型梁伟(中国石化江汉油田分公司盐化工总厂,湖北潜江433121)[关键词]石墨降膜吸收器;HCl;换热面积;计算[摘 要]结合中国石化江汉油田分公司盐化工总厂的实际情况,对石墨换热器换热面积进行了计算,分析了列管式、圆块孔式石墨降膜吸收器的优缺点,并介绍了一些新材质的换热吸收器。
[中图分类号]T Q114.15 [文献标识码]B [文章编号]1008-133X(2002)05-0042-02氯碱厂吸收氯化氢气体一般采用石墨降膜吸收器,其工艺特点为:水和氯化氢气体顺流从上而下,水吸收效果较好。
吸收塔的材质是石墨,其防腐效果与传热效果均较好,其结构大体上分为两种,一种是列管式,另一种是圆块孔式。
冷却水走管间,以便带走氯化氢的溶解热,并有强化吸收效果的作用。
本文结合我厂实际,谈一谈石墨降膜吸收器计算及选型的问题。
1 计算依据(1)盐酸产能1.5万t/a,则1h 吸收氯化氢646kg,设m =646kg/h 。
(2)氯化氢气体先经过石墨换热器,温度降低到40 ,再经过浓酸吸收器,在浓酸吸收器中吸收氯化氢气体的60%,生成31%的浓盐酸,最后经过稀酸吸收器,在稀酸吸收器中吸收氯化氢气体的40%,生成22%的稀盐酸。
(3)氯化氢气体在35 下溶解于水生成20%~25%的稀盐酸,其溶解热C 1为67.5kJ/mol;在35 下,氯化氢气体溶于稀盐酸,生成30%~32%的浓盐酸,其溶解热C 2为62.7kJ/mol 。
(4)氯化氢气体的恒压热容C p 为0.7942kJ/(kg )。
2 工艺计算2.1 石墨换热器换热面积S 的计算(1)氯化氢气体经过石墨换热器后,气体温度从95 降低到40 放出的热量为:Q =C p m(t 1-t 2)=0.7942 646 (95-40)=28217.93(kJ/h)。
(2)换热温度差 t m 的计算。
循环水由25 升高到45 ,氯化氢气体由95 降到40 ,则 t 1=15 , t 2=50 , t m =( t 2- t 1)/ln ( t 2/ t 1)=29.07( )。
各种水处理二氧化氯发生器设备的选型计算方法
各种水处理二氧化氯发生器设备的选型计算方法：医院污水1 床位*3 一天量/24 *30 传染病医院是50-60投加量2 污水处理厂 10g3 游泳池是 5g 地下水是量/24*1 地表水是/24*2一般而言，1g二氧化氯等于2.63克有效氯1. 生活饮用水例1：某水厂原水取自水库，设计供水规模2万吨/天，请选择消毒设备型号。
①确定投加量：地表水处理，取1.5g/ m3。
②计算供水量平均供水量：20000 m3/d÷24h=834 m3/h高峰期水量：834 m3/h×1.5=1251 m3/h③需氯量：1251 m3/h×1.5g/ m3=1877g/h④设备选型：应选2000 g/h型。
例2：某自来水厂，深井水，设计供水规模5万吨/天。
原水中无铁锰超标的现象。
①确定投加量：深井水处理，取1g/ m3。
②计算供水量平均：50000 m3/d÷24h=2083 m3/h高峰期：2083 m3/d×1.5=3125g/h③需氯量：3125 m3/h×1g/ m3=3125g/h④设备选型：应选3000-4000 g/h型。
2. 医院污水选型要点：⑴若为重力式一级流程：考虑小时最大污水量。
⑵若为泵提升的工艺：按污水泵的流量来计算。
⑶若为二级处理工艺：无小时最大污水量数据时，可按平均流量计算。
⑷传染病院、结核病院：适当增加加氯量。
例1：某综合性医院，设计床位300张，采用重力式一级处理工艺。
①确定投加量：一级处理，取40g/m3。
②计算污水量污水量：300床×1 m3/d.床=300 m3/d平均流量：300 m3/d÷24h=12.5 m3/h最大流量：300 m3/d÷10h=30 m3/h③需氯量：30 m3/h×40g/ m3=1200g/h④设备选型：应选2000 g/h型。
例2：某结核病医院，设计床位800张，污水24h排放，采用二级生化处理工艺。
新项目方法能力验证报告(固定污染源废气氯化氢的测定硝酸银容量法)
XXXX有限公司新项目方法验证能力确认报告项目名称：固定污染源废气氯化氢的测定硝酸银容量法HJ548-2016负责人：审核人：日期：固定污染源废气氯化氢的测定硝酸银容量法HJ548-2016方法验证能力确认报告1、方法依据及适用范围方法依据：固定污染源废气氯化氢的测定硝酸银容量法HJ548-2016。
本标准规定了测定固定污染源废气中氯化氢的硝酸银容量法。
本标准适用于固定污染源废气中氯化氢的测定。
当采样体积为15L（标准状态），方法检出限为2mg/m3，测定下限为8.0mg/m3。
2、方法原理氯化氢被氢氧化钠溶液吸收后，在中性条件下，以铬酸钾为指示剂，用硝酸银标准溶液。
滴定，生成氯化银沉淀，过量的银离子与铬酸钾指示剂反应生成浅砖红色铬酸银沉淀，指示滴定终点。
3、主要仪器、设备及试剂3.1试剂1、除非另有说明，分析中均使用符会国家标准的分析约试剂和去离子水。
2、硝酸：ρ（HNO3）=1.42g/ml。
3、无水乙醇：ρ（CHCHOH）=0.79g/ml。
4、氯化钠（NaCl）：优级纯。
5、硝酸银（AgNO3）。
6、酚酞。
7、硝酸溶液：c（HNO3）≈0.1mol/L。
8、乙醇溶液：1+19、氢氧化钠吸收液：c（NaOH）=0.10mol/L。
10、氯化钠标准溶液：c（NaCl）≈0.0141mol/L。
用减量法称取8.24g氯化钠（精确至0.0001g），用少量水溶解后全量转入1000ml容量瓶，用水稀释并定容至标线，摇匀。
贮存于聚乙烯瓶中，于4℃以下冷藏、密封可保存6个月。
11、硝酸银标准溶液：c（AgNO3）≈0.0141mol/L称取2.4g硝酸银，溶解于水，稀释至1000ml，贮于棕色细口试剂瓶中，于4℃以下冷藏保存，临用前标定。
12、氯化钾标准储备液：c（KC1)=1000ug/ml13、铬酸钾指示剂称取5.0g铬酸钾溶解于少量水中，逐滴加入硝酸银标准溶液至产生不消失的淡砖红色沉淀为止。
放置过夜，过滤，弃去沉淀，滤液用水稀释定容至100ml，贮存于棕色试剂瓶中，于4℃以下冷藏可保存6个月。
喷漆房催化燃烧设备选型计算公式
喷漆房催化燃烧设备选型计算公式喷漆房是一种用于涂装和喷涂工艺的专用设备，它可以实现对物体表面进行均匀、美观的涂装。
然而，喷漆过程中产生的废气和废水对环境和人体健康造成了一定的影响，因此喷漆房催化燃烧设备的选型非常重要。
催化燃烧是一种通过催化剂催化燃料的氧化反应来降低废气中有害物质排放的技术。
催化燃烧设备的选型需要考虑多个因素，包括喷漆房的尺寸、喷漆工艺的特点、废气的组成、废气排放标准等。
首先，我们需要计算喷漆房催化燃烧设备的处理能力。
处理能力是指设备能够处理的废气流量，通常以立方米/小时为单位。
计算方法如下：处理能力（立方米/小时）= 喷漆房体积（立方米）× 换气次数（次/小时）换气次数的选择一般根据喷漆工艺的需求和环境要求来确定，一般在6-12次/小时之间。
喷漆房的体积可以通过测量其长、宽、高来计算得到。
其次，我们需要计算催化燃烧设备的燃料消耗量。
燃料消耗量是指设备在催化燃烧过程中所需的燃料量，通常以千克/小时为单位。
计算方法如下：燃料消耗量（千克/小时）= 废气热值（千焦/立方米）× 废气流量（立方米/小时）÷ 燃料低位发热量（千焦/千克）废气热值可以通过对废气成分进行分析测定得到，而燃料的低位发热量可以通过燃料的燃烧热值来确定。
除了处理能力和燃料消耗量，我们还需要考虑催化燃烧设备的净化效率。
净化效率是指设备对废气中有害物质的去除率，通常以百分比表示。
净化效率的计算方法取决于废气中有害物质的种类和浓度，以及设备的净化效果。
最后，我们需要根据当地的环保法规和标准来确定催化燃烧设备的选型指标。
不同地区对废气排放的要求和限制不同，因此选型指标也会有所不同。
总之，喷漆房催化燃烧设备的选型计算涉及多个方面，包括处理能力、燃料消耗量、净化效率和选型指标等。
只有全面考虑这些因素，才能选择到适合自己喷漆房的催化燃烧设备，保护环境、节约能源。
- 1、下载文档前请自行甄别文档内容的完整性，平台不提供额外的编辑、内容补充、找答案等附加服务。
- 2、"仅部分预览"的文档,不可在线预览部分如存在完整性等问题,可反馈申请退款(可完整预览的文档不适用该条件!)。
- 3、如文档侵犯您的权益，请联系客服反馈,我们会尽快为您处理(人工客服工作时间：9:00-18:30)。
1氯气洗涤塔1.1工艺条件（取夏季比较严酷的条件）氯气进塔温度、压力：65℃、-3.0KPa氯气出塔温度、压力：33℃、-3.6KPa氯水进塔温度：33℃氯水出塔温度：38℃循环冷却水温度：31℃~36℃系统简图如下：1.2物料平衡（以1吨100%烧碱为基准）1.2.1进塔氯气组成电解产生的纯度为96%的氯气的氯气组成为：CL2885kg 12.465KmolH2O 318kg 17.67Kmol杂气15.08kg 0.52Kmol氯气经盐水—氯气换热器及沿途降温，至氯气洗涤塔时已降到65℃，查65℃饱和水蒸汽分压为25KPa。
视氯气为理想气体，按照道尔顿气体分压定律：P水/P总=n水/n总P水、P总——水蒸汽分压及氯气总压，KPa；n水、n水——氯气中水的Kmol数及总Kmol数；设进塔氯气中含水G1kg,则n水= G1/18，65℃时氯气在水中的溶解度为0.3g/100g，实际溶解度只及饱和值的一半，即0.15g/100g H2O，则沿途氯的溶解损失量为：0.0015x（318- G1）kgn CL2 =[885-0.0015x（318- G1）]/18P水=25 KPaP总=-3.0 KPa=98.33 KPa（A）代入上式：25/98.33= （G1/18）/{[885-0.0015x（318- G1）]/71+ G1/18+0.52 }解得：G1=79.4kg沿途凝结氯水量：318-79.4=238.6kg 氯水中溶解氯量：0.0015x238.6=0.358kg 故进入氯气洗涤塔的氯气组成为：CL2885-0.358=884.64kg 12.46KmolH2O 79.4kg 4.41Kmol杂气15.08kg 0.52Kmol合计979.12kg 17.39Kmol1.2.2出塔氯气组成查33℃饱和水蒸汽分压P H2O =5.13KPa，P总=101.33-3.6KPa=97.73 KPa（A）。
氯水出塔温度38℃，此温度下氯气溶解度为0.4g/100g H2O，实际溶解度取0.002kg/100kg H2O。
设出塔氯气含水量为G2kg,代入分压公式：5.13/97.73=（G2/18）/{[884.64-0.002x（79.4- G2）]/71+ G2/18+0.52 }解得：G2=12.94kg洗涤塔中凝结氯水：79.4-12.94=66.46kg氯的溶解损失：66.46x0.002=0.133kg出塔氯气量：884.64-0.133=884.51kg物料平衡表1.3热平衡1.3.1进塔氯气带入热量氯气：12.46x8.326x65=6743.23Kcal水蒸气：79.4x625.2=49628.4Kcal杂气：15.08x0.24 x65=235.25Kcal合计：56606.88Kcal1.3.2出塔氯气、凝结氯水带出热量氯气： 12.458x8.254x33=3393.33Kcal 水蒸气： 72.94x611.7=7915.40Kcal杂气： 15.08x0.24 x33=119.43Kcal 凝结氯水：66.46x1x38=2525.48Kcal 合计： 13953.64Kcal1.3.3循环氯水量设氯水循环量为Wkg ，列热平衡方程式：56606.88+33W=13953.64+38W 解得：W=8530.65kg1.3.4热平衡表表1-2 氯气洗涤塔热平衡表(每生产1吨100%烧碱) 单位：Kcal1.4流体力学计算1.4.1空塔气速进塔氯气体积：17.39x22.4x[(273+65)/273]x(101.33/98.33)=497m 3 出塔氯气体积：13.697x22.4x[(273+33)/273]x(101.33/97.73)=356.57m 3平均体积：(497+356.57)/2=426.78 m 3 平均重量流量：(979.12+912.53)/2=945.83kg平均重度：945.83kg/426.78 m 3=2.22 kg/ m 3注: 在春秋季节,进塔氯气温度可降低到58℃,此时热交换量减到29462.06 Kcal,平均重量流量为930.34kg,平均体积为397.6 m 3,平均重度为2.34 kg/ m 3。
氯气洗涤塔直径D=2.4m,在不同规模下的空塔气速见下表反之,在保持现有空塔气速(流体力学相似)的前提下,18.5万吨/年的氯气洗涤塔直径为D=[9852.4/（3600x0.785x0.4）]1/2=2.95m 。
1.4.2喷淋密度、喷淋量与液气比填充D50鲍尔环的填料塔，其最小喷淋密度为15m3/h*m2。
由上节热平衡计算得知，12万吨/年的理论喷淋量为：8.56 m2x15 =128.37 m3/h，此时的喷淋密度为：128.37/（2.4x2.4x0.785）=28.37 m3/ h*m2，已经在适宜的喷淋密度范围之内，而实际喷淋量可取氯水循环泵铭牌流量Q=160 m3/h的80%，即128m3/h。
此时的气液比为L/G=12800/（945.83x15）=9.02。
氯气洗涤（冷却）塔属于气液直接接触热交换设备，决定其传热（传质）效果的主要因素之一是填料层高度。
气液接触过程包括氯气冷却的无相变过程和水蒸汽的冷凝相变过程，且相变温度是逐渐降低而非均一的，故用解析的方法很难准确地计算出传热（传质）单元高度，只能用实验的办法或用经验值。
现有洗涤塔填料高度为6m，而运行数据表明液相（氯水）进塔温度和气相（氯气）出塔温度几乎是一致的。
说明在该填料层高度、气液比和空塔流速的条件下，传热（传质）效果已经非常好。
因此，在无其他理论指导的前提下，要保持现有的传热效果、现有的阻力降水平，最稳妥的方法是保持其流体力学相似，各项准数（Re、Pr、Nu）不变。
出于这种考虑，计算出不同规模时氯水循环量（即喷淋量），见表，亦即氯水循环泵P701的流量。
1.4.3泛点气速应用Bain-Hougen关联式计算lg[(u F2/g)x (α/ε3) x (V g/V L)x(μL0.2)]=A-1.25(L/G)1/4[V g/V L]1/8式中：u F——泛点气速，m/s；g——9.8m/s2；α/ε3——干填料因子，146m-1；V g——气相重度，2.22kg/m3；V L——液相重度，1000kg/m3；μL——液相粘度，取36.5℃水的粘度0.7016cp；L/G——液气比，9.02；V g/V L——气液重度比2.22/1000=0.00222；A——常数，0.0942；代入上式，等式右边= 0.0942-1.25(9.02)1/4[0.00222]1/8= -0.915 exp(-0.915)=0.1216 等式左边= lg[(u F2/9.81)x 146 x 0.00222x0.70160.2]= lg[0.03078 u F2]0.03078 u F2=0.1216 u F = 1.988m/s由1.4.1计算出的空塔气速0.39m/s、0.46m/s及0.6m/s均在泛点气速的允许范围之内（但阻力降不同）。
1.4.4阻力降应用Ecker关联图横坐标：(L/G) [V g/V L]1/2=9.02x[0.00222]1/2=0.4215纵坐标：u F2υψ/g(V g/V L) μL0.2式中：υ——湿填料因子，120m-1；ψ——液相重度校正系数，氯水取1；代入上式，应以u代替u F空u空2υψ/g(V g/V L) μL0.2= u空2应x（120x1/9.81）x0.00222x0.70160.2=0.02531 u空2 对于DN2400的塔，其阻力降见表1-5：1.4.5进出口管径湿氯气的经济流速应控制在8~10m/s，按照该经济流速计算氯气洗涤塔的进出口管径（见表，该管径也是洗涤塔前后接管管径的适宜值）。
1.5氯水换热器（E701）由热量衡算得知，氯气与循环氯水的热交换量q=42653.24Kcal/吨碱。
氯水循环量L=8530.7kg。
氯水进出换热器温度分别为38℃、33℃，循环水进出换热器温度分别为31℃、36℃，平均温度差Δt cp=2℃，传热系数K取1700Kcal/m2*h*℃图1-2 氯水换热器示意图传热面积F=1.15q/KΔt cp=1.15x42653.2/1720x2=14.26m2/吨碱不同规模时，E701所需传热面积如下：2现有E701传热面积仅100 m2，在春（秋）冬季，进塔氯气温度降低到58℃以下，循环水供水温度降低到26℃以下，换热器热负荷降到30000 Kcal/吨碱以下，该换热器尚能适应到14万吨/年，但严酷的夏季，目前的产量条件下，换热面积已显不足。
2钛风机从氯气洗涤塔的计算可以看出，当规模增加到14乃至18.5万吨/年后，塔内的阻力降增加到1.5和2.4倍，其他参数如泛点、喷淋密度、空塔气速等尚在允许范围之内。
对于填料干燥塔、泡罩干燥塔的情况也大致如此。
也就是说，只要解决了阻力降增加的问题，就有可能在不扩大塔径的基础上进行扩产改造（仅限于塔器，不包括换热器）。
在这里试图引入钛风机来克服阻力降的增加。
一般将钛风机置于氯气洗涤塔之后、钛冷却器之前。
通过对现有运行设备阻力降的分析，预测规模增加后阻力降的增加值，提出如表2-1所示的阻力降分布。
钛风机风量：7000Nm3/h(回流量5%)风压：20KPa2.1钛风机出口氯气温度氯气在钛风机中受压，体积减少，温度升高，按照公式：T2=T1（P2/P1）(r-1)/ r 式中：T2、T1——钛风机出口及入口温度，K；P2、P1——钛风机出口及入口压力，Pa；r——绝热指数，氯气为1.355；取T1=30+273=303K，P2、P1按照表2-1的设定值，代入公式计算：T2=303（116.9/96.9）(1.355-1)/ 1.355=318.30K=45.3℃2.2氯气中含水量自洗涤塔出来的氯气含水量（重量比）为：（12.94/912.53）x100%=1.418% 在钛风机中未发生重量变化，仍为1.418%。
钛风机要求氯中含水量在1.1%以上，即可避免风机焚烧。
因此，在洗涤塔出口温度30℃以上时无需再加水，而低于30℃时则需要向氯气中加水。
2.3出口气体体积在45.3℃和压力15.57KPa条件下，钛风机出口氯气体积为：V/=13.697x22.4x(318.3/273)x(101.33/116.9)=310.08m3/吨碱此体积比氯水洗涤塔出口体积356.57m3降低了许多，同时压力和温度也增加了许多。
因此，用与不用钛风机，对后续的设备有很大的影响。
在目前尚无定论的情况下，后续设备如钛冷却器等，只能分别以氯气洗涤塔出口条件P=-3.6KPa、V=356.57m3和t=33℃的所谓“负压流程”和使用钛风机后，以钛风机出口条件P=15.57KPa、V=310.08m3和t=45℃的所谓的“正压流程”来进行讨论。