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，江蘇常州213164）

熱法磷酸生產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工藝中，燃磷塔內燃燒反應熱已有較為高效的余熱回收技術。但水化塔的余熱仍然未被回收利用，在目前的生產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。熱量未得到充分利用的同時，增加了系統的復雜性［2］。

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

圖1 水化塔余熱回收利用裝置示意圖

1 質量平衡以及氣體定壓比熱計算

在熱法磷酸二步法生產工藝中，從燃燒塔排出的工藝氣體進入水化塔內，五氧化二磷氣體與循環酸進行水化反應，產生濃磷酸排出水化塔。

1.1 水化塔內的質量平衡

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

根據進出的質量平衡得到：

式中，WO2、WN2、WH2O、WP2O5、WH3PO4分別為進入水化塔工藝氣體中的氧氣、氮氣、水蒸氣、五氧化二磷和循環酸補充稀磷酸量，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、出水化塔各組分含量計算

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

1.3 水化塔進出氣體的焓值計算

進入水化塔的工藝氣體主要有未參與燃燒反應的氧氣、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 熱量平衡關系式和余熱回收效率相關計算

根據熱力學第一定律得到的能流圖如圖2所示。

圖2 水化塔的能流圖

進入系統的熱量：水化過程中進入系統的總熱量Qr，包括工藝氣體的顯熱、水化熱、循環酸補充稀磷酸的顯熱。

吸收的熱量Q1包括水化塔內部換熱量Q11、水化塔外部換熱量Q12。

離開系統的熱量：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）根據熱力學第一定律并結合能流圖，可得到熱法磷酸水化塔的熱量平衡關系式：

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、取值100～200 W/（m2·℃）；K2為套管式對流蒸發器的傳熱系數，取值100～300 W/（m2·℃）；K3為螺旋盤管換熱器的傳熱系數，取值200～400 W/（m2·℃）；K4為尾氣盤管熱系數，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為進入水化塔的工藝氣體的總質量，kg/kg；Ir為進入水化塔的工藝氣體焓值，kJ/kg；IH3PO4為稀磷酸的焓值，kJ/kg；QP為單位質量五氧化二磷氣體的水化熱，380.59 kJ/kg。其中：

3）排出系統熱量的計算。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為環境溫度，℃；αz為外壁的綜合傳熱系數，可取3～5 W/（m2·℃）。

4）汽包產汽量計算：

從而得到：

式中，D為汽包的產氣量，t/h；pps為汽包排污率，3%～5%；igs為進入汽包的給水焓，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、尾氣成分復雜具有一定的腐蝕性，易堵塞，所以在尾氣出口管內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 尾氣出口盤管結構示意圖

3.2 水化塔內部、上封頭的熱量

水化塔塔壁上的霧化器將循環酸噴入水化塔內，造成水化塔的熱量多集中在水化塔內部，該部分熱量難以被膜式水冷壁吸收。進入水化塔的工藝氣體的溫度為600℃左右，為了利用水化塔內部以及上封頭的熱量來提高整體余熱回收效率，設計了套管式對流蒸發器（如圖5所示），上封頭由多組環形配水管并列布置，環形配水管之間通過環形肋片連接，上封頭底部與水冷壁的集汽環形管焊接，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形管作為套管的給水環形管。套管頂部與環形配水管連接，套管下降管頂部與環形集汽管連接，多組套管布置在水化塔構成對流蒸發器，如圖6為對流蒸發器的三維結構。套管之間留有空隙，供安裝磷酸霧化器管道。內部熱量被對流蒸發器回收利用。上封頭熱量被環形配水管回收。

圖5 套管式換熱器、上封頭結構示意圖

圖6 對流蒸發三維結構示意圖

4 計算實例

以80 kt/a生產規模的熱法磷酸生產裝置為例，對熱法磷酸余熱回收裝置進行分析計算，結果見表1和表2。

表1 計算原始數據

5 結論

1）具有余熱回收功能的水化塔，需要在內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生產規模的熱法磷酸進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量，同時每小時產蒸汽6.3 t，該部分蒸汽可作為產品輸出或者供熱法磷酸生產過程中使用，余熱回收裝置回收周期較短，進一步降低了生產成本，增加了經濟效益，提高了熱法磷酸在磷酸生產行業的競爭力，也為大量需要蒸汽的北方地區的熱法磷酸生產提供了更加有力的條件。

表2 計算結果