熱法磷酸水化塔熱平衡及熱利用效率分析計算

王政偉，李曉博，梁慧力，李佩螢

（常州大學(xué)，江蘇常州213164）

熱法磷酸生產(chǎn)工藝中存在大量的余熱可被回收利用［1］。在熱法磷酸二步法生產(chǎn)工藝中，燃磷塔內(nèi)燃燒反應(yīng)熱已有較為高效的余熱回收技術(shù)。但水化塔的余熱仍然未被回收利用，在目前的生產(chǎn)工藝中水化塔采用水冷夾套對其冷卻，水化塔排出的濃磷酸通過板式換熱器冷卻后再循環(huán)。熱量未得到充分利用的同時，增加了系統(tǒng)的復(fù)雜性［2］。

針對以上問題提出了水化塔的余熱回收裝置，其結(jié)構(gòu)示意圖如1所示。由圖1可見，水化塔壁面為膜式水冷壁，塔內(nèi)上部裝有套管式對流蒸發(fā)器，汽包置于水化塔上方，由多根下降管和導(dǎo)汽管將上述幾部分連接成汽水循環(huán)系統(tǒng)，完成水的加熱、蒸發(fā)、分離過程。經(jīng)給水泵加壓后的給水進(jìn)入尾氣出口盤管預(yù)熱，預(yù)熱后再進(jìn)入螺旋管式換熱器內(nèi)吸收高溫濃磷酸的余熱，被加熱到接近飽和后進(jìn)入汽包，然后通過下降管進(jìn)入膜式水冷壁以及套管式蒸發(fā)器內(nèi)，吸收水化塔內(nèi)工藝氣體的余熱產(chǎn)生蒸汽［3］。

圖1 水化塔余熱回收利用裝置示意圖

1 質(zhì)量平衡以及氣體定壓比熱計算

在熱法磷酸二步法生產(chǎn)工藝中，從燃燒塔排出的工藝氣體進(jìn)入水化塔內(nèi)，五氧化二磷氣體與循環(huán)酸進(jìn)行水化反應(yīng)，產(chǎn)生濃磷酸排出水化塔。

1.1 水化塔內(nèi)的質(zhì)量平衡

以水化塔為控制系統(tǒng)。進(jìn)入系統(tǒng)的為水化塔工藝氣體、循環(huán)酸補(bǔ)充稀磷酸量；離開系統(tǒng)的為水化塔尾氣、成品酸（以下以消耗1 kg磷為計算單位）。

根據(jù)進(jìn)出的質(zhì)量平衡得到：

式中，WO2、WN2、WH2O、WP2O5、WH3PO4分別為進(jìn)入水化塔工藝氣體中的氧氣、氮氣、水蒸氣、五氧化二磷和循環(huán)酸補(bǔ)充稀磷酸量，kg/kg；W′O2、W′N2、W′H2O、W′H3PO4分別為水化塔排出尾氣中的氧氣、氮氣、水蒸氣、磷酸酸霧的含量，kg/kg；W″H3PO4為水化塔排出成品酸的量，kg/kg。

1.2 進(jìn)、出水化塔各組分含量計算

式中，α為過量空氣系數(shù)；Wk0為進(jìn)入燃磷塔的理論空氣質(zhì)量，為5.561 kg/kg；p為尾氣的飽和水蒸氣壓力，kPa。

1.3 水化塔進(jìn)出氣體的焓值計算

進(jìn)入水化塔的工藝氣體主要有未參與燃燒反應(yīng)的氧氣、氮氣、水蒸氣以及五氧化二磷。平均定壓比熱容（cp）計算式［4］：

其中：

排出水化塔的尾氣為磷酸酸霧、氮氣、氧氣、水蒸氣。尾氣的平均定壓比熱容計算式：

磷酸比熱容（kJ/kg·℃）見下式：

2 熱量平衡關(guān)系式和余熱回收效率相關(guān)計算

根據(jù)熱力學(xué)第一定律得到的能流圖如圖2所示。

圖2 水化塔的能流圖

進(jìn)入系統(tǒng)的熱量：水化過程中進(jìn)入系統(tǒng)的總熱量Qr，包括工藝氣體的顯熱、水化熱、循環(huán)酸補(bǔ)充稀磷酸的顯熱。

吸收的熱量Q1包括水化塔內(nèi)部換熱量Q11、水化塔外部換熱量Q12。

離開系統(tǒng)的熱量：排出成品酸的熱量Q2，尾氣排出的熱損失Q3，散熱損失Q4、其中散熱損失包括：下封頭的散熱損失Q41、輸送管道的散熱損失Q42、盤管式換熱器的散熱損失Q43。

余熱回收效率的計算：

1）根據(jù)熱力學(xué)第一定律并結(jié)合能流圖，可得到熱法磷酸水化塔的熱量平衡關(guān)系式：

余熱回收效率計算分為正平衡法與反平衡法，其中反平衡法是工程上常用的方法，其特點是可以分析熱損失的部位和原因，計算公式：

正平衡熱效率的計算公式：

式中，Q1為利用的熱量，kJ/h；Q11、Q12、Q13、Q14分別為水化塔膜式水冷壁、套管式對流蒸發(fā)器、螺旋盤管換熱器以及尾氣盤管的換熱量。其計算式［5］：

式中，K1為水化塔膜式水冷壁的傳熱系數(shù)、取值100～200 W/（m2·℃）；K2為套管式對流蒸發(fā)器的傳熱系數(shù)，取值100～300 W/（m2·℃）；K3為螺旋盤管換熱器的傳熱系數(shù)，取值200～400 W/（m2·℃）；K4為尾氣盤管熱系數(shù)，取值在50～100 W/（m2·℃）；A1、A2、A3、A4分別為水化塔膜式水冷壁、套管式對流蒸發(fā)器、螺旋盤管換熱器以及尾氣盤管的換熱面積，m2；Δtm1為水化塔膜式水冷壁的平均溫差，取100～150℃；Δtm2為套管式對流換熱器的平均溫差，取100～150℃；Δtm3為螺旋盤管換熱器的平均溫差，取50℃；Δtm4為尾氣盤管的平均溫差，取100℃。

2）輸入熱量Qr的計算：

式中，BP為燃磷量，kg/h；Wr為進(jìn)入水化塔的工藝氣體的總質(zhì)量，kg/kg；Ir為進(jìn)入水化塔的工藝氣體焓值，kJ/kg；IH3PO4為稀磷酸的焓值，kJ/kg；QP為單位質(zhì)量五氧化二磷氣體的水化熱，380.59 kJ/kg。其中：

3）排出系統(tǒng)熱量的計算。排出成品酸的熱量Q2的計算：

式中，Bp為燃磷量，kg/h；t為排出成品酸溫度，℃；（cp）H3PO4為成品酸對應(yīng)溫度下的平均比熱容，kJ/（kg·℃）。

尾氣熱量損失Q3的計算：

式中，I′P為排出尾氣的焓值，kJ/kg。

散熱損失Q4的計算：

式中，F(xiàn)為散熱面積，m2；其中包括水化塔外邊面以及管道。twb為塔外壁的表面溫度，一般取40～50℃；ten為環(huán)境溫度，℃；αz為外壁的綜合傳熱系數(shù)，可取3～5 W/（m2·℃）。

4）汽包產(chǎn)汽量計算：

從而得到：

式中，D為汽包的產(chǎn)氣量，t/h；pps為汽包排污率，3%～5%；igs為進(jìn)入汽包的給水焓，kJ/kg；iq為汽包的出口蒸汽焓，kJ/kg；ips為汽包排污水焓，kJ/kg。

3 影響余熱回收效率的因素

3.1 尾氣出口溫度

圖3為不同尾氣出口溫度對余熱回收效率的影響。由圖3可見，熱回收效率隨尾氣出口溫度的降低而提高，其中出口尾氣溫度每降低10℃余熱回收效率提高1%。

圖3 尾氣出口溫度與余熱利用效率關(guān)系圖

降低尾氣排出溫度的措施：尾氣出口直徑不大、尾氣成分復(fù)雜具有一定的腐蝕性，易堵塞，所以在尾氣出口管內(nèi)部不宜安裝對流管道，可用圖4的螺旋盤管盤繞而成的管道替代原有水化尾氣排出管道，以進(jìn)一步降低尾氣出口溫度，提高余熱回收效率。

圖4 尾氣出口盤管結(jié)構(gòu)示意圖

3.2 水化塔內(nèi)部、上封頭的熱量

水化塔塔壁上的霧化器將循環(huán)酸噴入水化塔內(nèi)，造成水化塔的熱量多集中在水化塔內(nèi)部，該部分熱量難以被膜式水冷壁吸收。進(jìn)入水化塔的工藝氣體的溫度為600℃左右，為了利用水化塔內(nèi)部以及上封頭的熱量來提高整體余熱回收效率，設(shè)計了套管式對流蒸發(fā)器（如圖5所示），上封頭由多組環(huán)形配水管并列布置，環(huán)形配水管之間通過環(huán)形肋片連接，上封頭底部與水冷壁的集汽環(huán)形管焊接，上封頭上端與水化塔工藝氣體入口管連接。

同時上封頭的配水環(huán)形管作為套管的給水環(huán)形管。套管頂部與環(huán)形配水管連接，套管下降管頂部與環(huán)形集汽管連接，多組套管布置在水化塔構(gòu)成對流蒸發(fā)器，如圖6為對流蒸發(fā)器的三維結(jié)構(gòu)。套管之間留有空隙，供安裝磷酸霧化器管道。內(nèi)部熱量被對流蒸發(fā)器回收利用。上封頭熱量被環(huán)形配水管回收。

圖5 套管式換熱器、上封頭結(jié)構(gòu)示意圖

圖6 對流蒸發(fā)三維結(jié)構(gòu)示意圖

4 計算實例

以80 kt/a生產(chǎn)規(guī)模的熱法磷酸生產(chǎn)裝置為例，對熱法磷酸余熱回收裝置進(jìn)行分析計算，結(jié)果見表1和表2。

表1 計算原始數(shù)據(jù)

5 結(jié)論

1）具有余熱回收功能的水化塔，需要在內(nèi)部安裝套管式對流換熱器、水化塔壁面改為膜式水冷壁，回收利用水化塔內(nèi)部的熱量；尾氣出口改為尾氣盤管用于冷卻尾氣，成品酸出口連接螺旋盤管式換熱器，降低尾氣、成品酸排出溫度；尾氣、成品酸出口溫度每降低10℃，熱效率提高1%～1.5%。2）對80 kt/a生產(chǎn)規(guī)模的熱法磷酸進(jìn)行實例計算得到水化塔熱回收效率為71%，熱法磷酸整體熱量利用效率提高15%左右，不影響整體工藝的產(chǎn)量，同時每小時產(chǎn)蒸汽6.3 t，該部分蒸汽可作為產(chǎn)品輸出或者供熱法磷酸生產(chǎn)過程中使用，余熱回收裝置回收周期較短，進(jìn)一步降低了生產(chǎn)成本，增加了經(jīng)濟(jì)效益，提高了熱法磷酸在磷酸生產(chǎn)行業(yè)的競爭力，也為大量需要蒸汽的北方地區(qū)的熱法磷酸生產(chǎn)提供了更加有力的條件。

表2 計算結(jié)果