硫基复合肥生产中氯化氢尾气吸收装置的优化设计

(湖北宜清环保科技有限公司，湖北 武汉 430000)

目前，国内硫基复合肥的生产大多采用曼海姆法，该过程会产生大量氯化氢尾气。为了保证氯化氢的吸收效率，均采用比较粗犷的方式进行吸收。以某厂为例，目前采用的工艺流程为一级冷却淋洗、一级降膜吸收(共2台吸收塔；并联操作)、三级填料塔吸收，每一级设备均采用循环泵供水的方式进行淋洗、吸收，制成31%盐酸。其工艺流程如图1所示。该工艺主要存在以下问题。

图1 氯化氢尾气吸收装置工艺流程简图

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22 kW)，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。

图2 改造后氯化氢尾气吸收装置工艺流程简图

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Qgas6 714.3 kg/h

氯化氢流量QHCl4700.0 kg/h

空气流量Q空气1 880.0 kg/h

硫酸蒸气流量QH2SO4120.9 kg/h

氯化钾粉尘量QKCl13.4 kg/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=10 456.1 kg/h

T1吸收HCl量=7.05 kg/h

T1塔釜液相流量=10 463.1 kg/h

E3吸收HCl量=1 598 kg/h

E3底部液相流量=12 061.1 kg/h

E2吸收HCl量=3 092.6 kg/h

E2底部液相流量=15 153.7 kg/h

E1系统分配酸量=5%

精盐酸分配酸量=95%

E1系统分配酸量=757.7 kg/h

31%盐酸总量(E2出口)=14 396.0 kg/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=105 kJ/(m2·h·℃)[2]

换热面积SE1=88.85 m2；取SE1为105 m2

E1循环水用量QE1_CW=6 502.8 kg/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0.018 m；dc—横管内径，取0.015 m；b—换热管壁厚，选取当量壁厚为0.005 m；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360 kJ/(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=4 m

所需换热管数N=706根

降膜传热系数αh=13 315.66 kJ/(m2·h·℃)

总传热系数KE2=2 358.40 kJ/(m2·h·℃)

换热面积SE2=159.73 m2；取SE2为185 m2

循环水用量QE2_CW=104 963.7 kg/h

(2)E3的计算结果

总传热系数KE3=2 333.5 kJ/(m2·h·℃)

换热面积SE3=117.88 m2；取SE3为140 m2

循环水用量QE3_CW=84 260.0 kg/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25×25×0.6 mm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=0.802 m；取D为0.85 m

传质单元数NOG=1.446

传质单元高度HOG=0.95 m

填料层高度H=1.374 m；取H为1.5 m

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10 a使用寿命计，共可节约500万元的费用。

表1 优化设计后主要设备一览表

表2 改造前后装置经济指标的对比 万元/a

注：① 设备使用年限为10 a；② 电费0.6元/kW·h，年运行时间310 d。

(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.

[4]管国锋，赵汝溥主编.化工原理(第三版)[M].北京：化学工业出版社，2008：149.