硫磺制酸硫酸工段岗位操作规程.doc

硫磺制酸 岗位操作规程 前前 言言 一、生产管理思想一、生产管理思想 1、生产系统理念：让所有设备产生协同效应。 2、生产系统方针：管生产就是管工艺指标。 3、专业思想 3.1 百分百理论 生产设备的任何一项设计，都有其成在的必要性，生产管理就是要研 究设备，使其百分百全面发挥作用。 3.2 总量控制法 管理生产，先给系统建立总体标杆，依据标杆总量，在生产系统用好 “扯花生”的方法，做到层层控制。 3.3 克服九类心理 克服浮躁心理；克服试验心理；克服技改心理；克服好战心理；克服 英雄心理；克服单系统作战心理；克服间歇生产的思想；克服独立作战心 理；克服用新的管理思想代替旧的管理思想的心理。 3.4 间歇生产连续化，连续生产稳定化，稳定生产标准化。 间歇生产连续化：打断停车随意性，有计划性的进行停车，减少突发 性事故。 连续生产稳定化：严格控制工艺指标，稳定生产负荷，不擅自改变工 艺条件及工艺状况，不频繁加减量，使生产持续稳定运行。 稳定生产标准化：生产稳定同时，出台相应标准、规程进行固化。 2、 、岗岗位工位工艺设计艺设计思想思想 两级的热回收系统（HRS）从气体中吸收三氧化硫并将吸收过程形成 的热量加以回收成为中压蒸汽；第一级回收了硫酸的反应热，第二级除去 剩余的三氧化硫和硫酸蒸气并回收了剩余的反应热、硫酸蒸汽冷凝的冷凝 热和来自冷却工艺气体的显热。本装置生产能力是 60 万吨/年，二氧化硫 转化率达 99.6%，尾气排放达到国家标准。 1 目 录 第一章 岗位任务1 1 焚转岗位任务概述1 1.1 岗位职责1 1.2 岗位概念2 1.3 岗位定编人员2 1.4 岗位巡检概念化2 2 锅炉岗位任务概述2 2.1 岗位职责2 2.2 岗位概念2 2.3 岗位定编人员2 2.4 岗位巡检概念化3 3 干吸岗位任务3 3.1 岗位职责3 3.2 岗位概念3 3.3 岗位定编人员3 3.4 岗位巡检概念化3 第二章 工作原理4 1 反应原理4 2 关键控制点的理论依据4 第三章 工艺流程6 1 制酸系统工艺流程简述6 2 工艺流程图7 第四章 物料平衡10 1 烟气和酸系统物料平衡10 2 锅炉系统物料平衡12 3 重点设备物料平衡13 第五章 工艺指标17 2 1 焚转岗位工艺指标17 2 锅炉岗位工艺指标19 3 干吸岗位工艺指标19 第六章 正常操作要点20 1 工艺操作要点20 2 设备操作要点29 3 电仪操作要点31 4 安全操作要点32 5 常见故障分析与排除35 第七章 开停车方案44 1 正常开车44 2 正常停车46 3 大修停车47 4 大修后的开车50 5 紧急停车51 6 紧急停车后的开车53 7 标准化开停车方案表53 第八章 应急预案57 1 二氧化硫泄漏应急预案57 2 硫酸泄漏紧急预案57 4 硫酸岗位断电停车的应急预案59 5 主风机跳车的应急预案61 6 硫磺烫伤应急预案61 7 DCS 系统故障应急预案61 第九章 岗位典型案例62 1 工艺事故62 2 设备事故62 3 安环事故63 第十章 附录66 3 1 岗位管理制度66 2 岗位基础知识81 3 相关计算92 4 设备简图及参数93 5 本岗位相关数据表106 1 第一章岗位任务 1焚转岗位任务焚转岗位任务概述概述 将熔硫岗位送来的精制液体硫磺，经精硫泵输出进入焚硫炉内与主风机送来的干燥 空气燃烧，生成合格的SO2炉气，在钒触媒的催化作用下将SO2炉气转化为SO3炉气供干 吸岗位吸收。 1.1 岗位职责岗位职责 1.1.1焚烧液态硫磺制取合格SO2并将其转化成SO3。 1.1.2控制好精硫槽液位，记录好焚硫炉壳体温度。 1.1.3精心操作，保证系统的物料平衡，密切注意风量、喷磺量、转化温度、焚硫炉 炉镗炉尾温度，尾气情况，发现问题及时处理，杜绝一切人为设备事故和工艺事故； 1.1.4按时认真做好设备运行情况记录，内容为电流、流量、温度、液位、岗位异情 等情况。 1.2 岗位概念岗位概念 控制好三大环节：风量，磺量，转化温度；实现两个目标：转化率99.6%，尾气 SO2960mg/m3 1.3 岗位定编人员岗位定编人员 1 人/套系统。 1.4 岗位巡检概念化岗位巡检概念化 监控气浓；主风机；精硫槽；焚硫炉；液硫大罐；转化器；热交；冷交；精硫泵。 2锅炉岗位任务锅炉岗位任务概述概述 吸收炉气中的热量和转化反应的热量以及酸系统产生的热量，降低炉气温度和HRS 酸温，为转化和干吸的生产创造条件，同时利用该部分热量产生的中压过热蒸汽和低压 饱和蒸汽，并入蒸汽管网，用于发电和供热。 2.1 岗位职责岗位职责 2.1.1生产0.8MPa和5.4MPa蒸汽 2.1.2控制好废热锅炉、HRS锅炉和除氧器的温度、压力和液位。 2 2.1.3精心操作，保证系统的物料平衡，密切注意给水流量、排污率、锅炉加药量， 炉水pH值和给水pH值，发现问题及时处理，杜绝一切人为设备事故和工艺事故； 2.1.4按时认真做好设备运行情况记录，内容为电流、流量、温度、液位、岗位异情 等情况。 2.2 岗位概念岗位概念 控制好三大环节：汽包液位，汽包压力，加药量，排污量；实现四个目标：炉气温 度合格，HRS酸温合格，产汽率达标，汽水品质合格。 2.3 岗位定编人员岗位定编人员 1 人/套。 2.4 岗位巡检概念化岗位巡检概念化 监控水值；高压给水泵；低压给水泵；脱盐水泵；机封水泵；机封回收水泵；冷凝 液泵；脱盐水槽；废热锅炉；HRS锅炉；省煤器；过热器。 3干吸岗位任务干吸岗位任务 干燥空气中的水份，吸收由转化来的三氧化硫炉气生成合格的产品硫酸，并使尾气 达标排放。负责系统内循环冷却水的正常运行和水质监控。并向磷酸和磷铵输送合格的 成品硫酸。 3.1 岗位职责岗位职责 3.1.1干燥空气，吸收SO3，往外输酸。 3.1.2控制好HRS泵槽、组合泵液位和循环水水池液位，控制好HRS一级酸、二吸酸 和干燥酸的酸浓、酸温和上酸量，关注循环水水质情况。 3.1.3精心操作，保证系统的物料平衡，密切注意稀释水流量、压缩空气压力及带水 情况、烟囱尾气SO2含量，发现问题及时处理，杜绝一切人为设备事故和工艺事故； 3.1.4按时认真做好设备运行情况记录，内容为电流、流量、温度、液位、岗位异情 等情况。 3.2 岗位概念岗位概念 控制好四个环节：空气的干燥，SO3气体的吸收，循环水的监控运行，往外输酸； 实现两个目标：尾气排放达标，循环水水质受控。 3 3.3 岗位定编人员岗位定编人员 1 名/套。 3.4 岗位巡检概念化岗位巡检概念化 监控好3个酸浓；干燥泵；二吸泵；HRS循环酸泵；3个酸冷器；加热器；预热器； 循环酸槽；组合泵槽；干燥塔；二吸塔；HRS塔；4台排酸泵；凉水塔；地下酸槽；3个 酸罐。 第二章 工作原理 1反应反应原理原理 工艺流程中主要步骤包括在焚硫炉中燃烧硫磺生成二氧化硫，二氧化硫和氧气在催 化剂的作用下化合成三氧化硫，后者与水结合生成硫酸。化学反应方程式如下： 2.关键控制点的理论依据关键控制点的理论依据 2.1温度对二氧化硫转化的影响温度对二氧化硫转化的影响 为了获得较高的转化率,反应温度应该尽可能控制低些。因此转化过程中一定要移 走一部分反应热。但是生产中不是把反应温度尽量降低，而维持一定的反应温度。主要 由以下两点因素来决定：（1）随着反应温度的降低，转化率虽然可以提高但反应速度 却下降得很快。是因为反应速度与温度成正比关系。（2）当温度降到某一限度时，触 媒便不能继续起催化作用而使反应停止。 2.2压力效应对二氧化硫转化的影响压力效应对二氧化硫转化的影响 平衡转化率随压力增大而升高；高温比低温状况下其平衡转化率随压力增大而增高 的值较大。 4223 322 22 22 52 SOHOHSO QSOOSO QSOOS OV 4 2.3炉气起始成分对二氧化硫转化的影响炉气起始成分对二氧化硫转化的影响 在一定的温度和压力下，炉气起始成分中的氧含量愈大和二氧化硫的含量愈小，则 平衡转化率愈高。 2.4酸浓对三氧化硫吸收的影响酸浓对三氧化硫吸收的影响 当酸浓高于98.3%时,以98.3%的硫酸液面上的三氧化硫平衡分压最低。浓度低于 98.3%时，以98.3%的硫酸液面上的水蒸汽分压为最低。选择98.3%的硫酸作吸收剂，兼 顾了这两个特性。在此浓度下，大部分三氧化硫能直接穿过界面与酸液中的水分结合生 成硫酸。小部分三氧化硫在气相中与水蒸汽反应，生成硫酸蒸气后再进入酸溶液中。当 吸收酸浓低于98.3%时，硫酸液面上的水蒸汽含量随着硫酸浓度的下降而增加。 2.5酸温对三氧化硫吸收的影响酸温对三氧化硫吸收的影响 三氧化硫的吸收是否完全，在很大程度上取决于吸收过程的温度，又主要取决于硫 酸的温度。温度越低，则吸收过程进行的越完全，吸收率越高。但是，酸温的控制并不 是越低越好，主要原因有两个：（1）在生产条件下，进塔酸温过低，在塔顶容易产生 酸雾；（2）酸温过低，必须增大冷却设备，增加消耗。 2.6气温对三氧化硫吸收的影响气温对三氧化硫吸收的影响 适当提高进塔气温，有利于提高吸收率。 进塔气温过低，易在塔底产生酸雾，降低吸收率。 2.7循环酸量对三氧化硫吸收的影响循环酸量对三氧化硫吸收的影响 若酸量不足，填料表面不能充分润湿，减少酸液和三氧化硫炉气的接触面积，同 时会使酸浓、酸温波动的幅度增大，当超过规定指标后，使吸收率下降。 酸量过多，对提高吸收率无益，而且还会增加塔的阻力和动力消耗，严重时造成 酸液泛。 2.8气速对三氧化硫吸收的影响气速对三氧化硫吸收的影响 从定性上讲，吸收速度是随气速的增加而增加，高气速操作，不但对吸收有利， 而且可使塔体缩小。 气速过高，会夹带酸沫，增大动力消耗，严重时造成酸液泛。 2.9吸收设备的影响吸收设备的影响 5 要有足够的传质面积，填料堆放要符合要求。 要求炉气和液体在塔的截面上分布均匀。 选用性能优越的填料。 要求在允许的操作气速范围内。 第三章 工艺流程 1 制酸系统工艺流程简述制酸系统工艺流程简述 空气经过空气过滤器进入干燥塔，干燥塔中有96%98.5%的硫酸进行循环，然后 进入主风机。在干燥塔内硫酸的部分显热转移给了空气，硫酸的温度是因吸收了空气中 的水分而升高的。传给空气的热量加上主风机产生的压缩热使进入卧式焚硫炉的空气温 度升高。在焚硫炉中硫磺燃烧生成为二氧化硫，同时产生大量的热量由废热锅炉回收产 出蒸汽。 从焚硫炉来的二氧化硫炉气温度超过了进入转化系统所需的温度，因此炉气经废热 锅炉冷却，使过量的热能回收产生高压饱和蒸汽。锅炉旁路控制锅炉出口的炉气温度， 锅炉蒸汽温度则随锅炉蒸汽压力而变。 炉气自废热锅炉进入转化器的第一段，在钒催化剂的存在下，部分二氧化硫转化为 三氧化硫 ；反应产生的热量必须移走以提高第二段中二氧化硫的转化率。 离开一段的炉气进入高压过热器1B通过加热高压蒸汽被冷却；第二段进口炉气温 度是通过高温过热器1B的蒸汽旁路来控制在适当范围内的。 来自高压过热器1B的经冷却的炉气进入转化器二段，二氧化硫进一步转化为三氧 化硫并产生额外的热量。离开转化器二段的高温炉气进入热热交换器冷却，以提高三段 的转化率。冷炉气侧的旁路用来控制热炉气侧的炉气出口温度。 离开热交换器的经冷却的炉气进入三段使二氧化硫进一步转化为三氧化硫。离开三 6 段的高温炉气进入冷热交换器及省煤器3B冷却。 离开省煤器3B的炉气，进入HRS塔，炉气中的三氧化硫通过接触循环酸而被循环 酸吸收除去。 离开HRS塔的炉气含有未反应的二氧化硫，进入冷热交换器，被离开三段的炉气加 热。离开冷热交换器炉气进入热热交换器，被来自二段的高温炉气进一步加热。 离开热热交换器，炉气进入四段完成二氧化硫到三氧化硫的最后转化。一部分炉气 经旁通管道绕过冷热交换器以控制进入四段的温度。 离开四段的炉气进入高压过热器4A/省煤器4C/省煤器4A，分别被高压蒸汽和锅炉 给水所冷却。高压过热器4A有一蒸汽旁路用于调节从高压过热器1B出口的蒸汽温度。 给水的旁通管道用于调节出口炉气温度，以防止省煤器形成冷凝酸，这与进料硫磺中含 有各种烃类有关。 离开省煤器4A的炉气进入二吸塔，然后通过烟囱排入大气。在二吸塔中炉气与循 环酸接触，炉气中的三氧化硫被吸收除去。 出二吸塔的循环酸温度因吸收反应热以及进塔炉气的显热而升高。二吸塔出塔酸在 循环槽的二吸塔侧与干燥塔的串酸及稀释加水混合，稀释水加入泵槽以维持酸浓在98.5%， 该酸被泵送至酸冷却器后进入第二吸收塔和热回收塔，并且有部分酸通过循环槽分隔板 下的开口流向干燥塔一侧。 干燥塔的下塔酸与HRS塔的串酸及通过循环槽分隔板下的开口流来的二吸塔循环酸 混合。干燥塔循环酸浓度随空气湿度的变化在9698%间变化。该酸被泵送至干燥酸冷 却器后进入干燥塔循环。去HRS稀释器的串酸（希望为零以维持最大的蒸汽产量）和进 入成品酸冷却器的酸来自干燥塔酸冷却器前的循环酸。成品酸从成品酸冷器流到硫酸储 罐。 省煤器3B的进口管与省煤器4A的出口管的连接管道，使开车炉气可以旁通绕过热 回收塔和二吸塔从烟囱排出。 2 工艺流程工艺流程图图 7 2.2 焚转干吸工艺流程图 成品酸库 酸冷器 高压蒸汽管网 低压蒸汽 脱盐水 液硫大罐 精硫槽 酸冷器 酸冷器 空气 过滤器 干燥塔 二吸塔 省 煤 器 44 过 热 器 4 过 热 器 1 组 合 泵 槽 加热器 除氧器 锅炉 稀释器 塔 省煤器3 冷交 热交 转化器 锅 炉 焚硫炉 精硫泵 8 2.3 锅炉岗位工艺流程图 9 第四章 物料平衡 1 烟气和酸系统物料平衡烟气和酸系统物料平衡 1.1 烟气和酸系统物料平衡图烟气和酸系统物料平衡图 硫磺 空气 至烟囱 入口空气过滤器 干燥塔 成品酸冷却器 干燥酸冷却器 二吸塔 省煤器4 主风机 焚硫炉 废热锅炉 高压过热器4 过热器1 二吸塔冷却器 组合泵罐 加热器 锅炉 稀释器塔 省煤器3 转化器 热热换热器 冷热换热器 预热器 10 1.2 烟气和酸系统物料平衡表烟气和酸系统物料平衡表 物料流编号 组分 123456789 SO2Nm3/h000016847160058421600516847 SO3Nm3/h000032831116311328 O2Nm3/h3128931289312893128913950132526971325213950 N2Nm3/h1180611180611180611180611180611121585903112158118061 干总量Nm3/h1493491493491493491493491491851417267459141726149185 H2ONm3/h346534650000000 湿总量Nm3/h1528141528141493491493491491851417267459141726149185 压力 mm W.C. 0-77-409475045474547454741404114 温度 323266124113411341134381421 物料流编号 组分 101112131415161718 SO2Nm3/h6282628220792079815815815815815 SO3Nm3/h1089310893150961509616361163611636122 O2Nm3/h866786676565656559335933593359335933 N2Nm3/h118061118061118061118061118061118061118061118061118061 干总量Nm3/h143902143902141801141801141169141169141169124810124810 H2ONm3/h000000000 湿总量Nm3/h143902143902141801141801141169141169141169124810124810 压力 mm W.C. 326530182914267225252283208014241182 温度 62144052044046427316671321 物料流编号 组分 192021222324 SO2Nm3/h8153434343434 SO3Nm3/h27827827827820 O2Nm3/h593355435543554355435543 N2Nm3/h118061118061118061118061118061118061 干总量Nm3/h124810124420124420124420124420123638 H2ONm3/h000000 湿总量Nm3/h124810124420124420124420124420123638 压力 mm W.C. 9417966185424400 温度 42544534722513582 物料流编号 组分 50515253545556575859 流体Sulfur98.51%98.51%98.51%98.50%98.21%98.21%98.21%98.50%98.50% 流量kg/min4101682516825168251555815604254313061173516096 流量Nm3/h1457057055951751985435585205 温度 132929266666969698585 工艺流编号 组分 60616263646566676869 流体98.50%98.50%98.50%98.59%98.50%98.50%98.50%99.60%99.60%99.60% 流量kg/min112556096128381285514020592453361503615032526 流量Nm3/h37920243243656881135813371203 温度 85608292856060218199199 物料流编号 组分 707172737475767778 流体99.60%99.60%99.00%98.51%98.51%WaterWater99.60% 流量kg/min362436240327231268126841973624 流量Nm3/h1341310121242.141012131 温度 19917320466403211090 11 2 锅炉系统物料平衡锅炉系统物料平衡 2.1 锅炉系统物料平衡图锅炉系统物料平衡图 省煤器3 省煤器3 省煤器4 过热器4 过热器1 蒸汽 汽包 废热锅炉 蒸汽 泵 加热器 锅炉 脱盐水输送泵 连续排污膨胀器 排污至定期排污膨胀器 酸稀释 蒸汽放空 排污至定期排污膨胀器 蒸汽 浓酸系统稀释水 脱盐水 除氧器 12 2.2 锅炉系统物料平衡表锅炉系统物料平衡表 物料编号介质压力 Bar温度 流量 kg/h 76脱盐水（稀释水）3.432227 77脱盐水（稀释水）11.411011812 100脱盐水3.432137919 101脱盐水3.432137692 102脱盐水3.493137692 103锅炉给水0.4110141759 104低压锅炉给水0.411045642 105低压锅炉给水9.011033830 106低压锅炉给水8.017533830 107低压锅炉给水8.017533153 108高压锅炉给水0.411096117 109高压锅炉给水6011196117 110高压锅炉给水5914696117 111高压锅炉给水5819996117 112高压锅炉给水5724496117 113高压饱和蒸汽5627294195 114高压过热蒸汽5531894195 115高压过热蒸汽5448394195 116高压炉水（排污）572731922 117低压闪热蒸汽0.7115623 118低压闪热蒸汽0.71704293 119低压过热蒸汽0.71703670 120放空蒸汽0.4110227 121脱盐水（排污）0.8175667 3 重点设备物料平衡重点设备物料平衡 3.1 转化器物料及能量衡算转化器物料及能量衡算 600kt/h 硫磺制酸，生产时间为 8000h，产量 75t/h，总转化率为 99.8，吸收率为 13 99.99，又设分段转化率分别为：62、80、92、99.8，若一段进口气浓按 11.5%来 计算，如图： 3.1.1 物料衡算物料衡算 进一段气体量及成分进一段气体量及成分 QN22.4149382Nm3/h 98 75000 % 8 . 99 1 %99.99 1 % 5 . 11 1 则 SO2：14938211.517178.93 Nm3/h，即 766.92kmol O2：766.929.5/11.5633.54kmol N2：766.9279/11.55268.41kmol 一段出口气体量及成分一段出口气体量及成分 SO2：766.92（10.62）291.43kmol SO3：766.920.62475.49kmol O2：633.540.5475.91=395.795kmol N2：5268.41kmol 二段出口气体量及成分二段出口气体量及成分 SO2：766.92（10.8）153.38kmol SO3：766.920.8613.53kmol O2：633.540.5613.53=326.774kmol 14 N2：5268.41kmol 三段出口气体量及成分三段出口气体量及成分 SO2：766.92（10.92）61.353kmol SO3：766.920.92705.563kmol O2：633.540.5705.563=280.759kmol N2：5268.41kmol 四段出口气体量及成分（假设四段出口气体量及成分（假设 SO3在在 HRS 塔中全部吸收）塔中全部吸收） SO2：766.92（10.998）1.534kmol SO3：766.920.998705.56359.829kmol O2：280.7590.559.829=250.823kmol N2：5268.41kmol 3.1.2 能量衡算能量衡算 一段反应热量和出口温度一段反应热量和出口温度 进入转化器一段气体带入热量进入转化器一段气体带入热量 设进口温度为 430C，则进一段气体每升高 1C 所需热量 SO2：766.9244.3233989.894kJ/h O2：633.5430.616=19396.46kJ/h N2：5268.4129.659156255.65kJ/h 带入热量 Q入20964243090146060kJ/h 出转化器一段气体温度出转化器一段气体温度 预计反应后温度 t=430+0.62315.5625.61C 反应时平均温度 tm527.81C 2 61.625430 出一段气体每升高 1C 所需热量 SO2：291.4348.26614066.16kJ/h SO3：475.4969.75833169.231kJ/h O2：395.79531.99=12661.482kJ/h N2：5268.4130.5160686.38kJ/h 所需总热量 Q入220583.25kJ/hC 15 反应热 摩尔反应热 Qm242054.18182.21（273+625.61）99355.51kJ/hmol 总反应热 Q475.4999355.5147242579kJ/h 故，一段出口温度： t622.8C 出口气体平均热容 反应热气体带入热 25.220583 4724257990146060 二段反应热和出口温度二段反应热和出口温度 进二段转化器气体温度进二段转化器气体温度 480C，则每升高，则每升高 1C 所需热量：所需热量： SO2：291.4346.36613512.443kJ/h SO3：475.4964.8130816.506kJ/h O2：395.79531.2=12348.804kJ/h N2：5268.4129.877157404.16kJ/h 所需总热量 214081.9kJ/hC 带入热量 Q入214081.9480102729312kJ/h 出转化器二段气体温度出转化器二段气体温度 预计反应后温度 t=480+（0.80.62）315.5536.79C 反应时平均温度 tm508.395C 2 79.536480 出二段气体每升高 1C 所需热量 SO2：291.4348.26614066.16kJ/h SO3：475.4969.75833169.231kJ/h O2：395.79531.99=12661.482kJ/h N2：5268.4130.5160686.38kJ/h 所需总热量 Q入220583.25kJ/hC 反应热 摩尔反应热 Qm242054.18182.21（273+625.61）99355.51kJ/hmol 总反应热 Q475.4999355.5147242579kJ/h 故，一段出口温度： t622.8C 出口气体平均热容 反应热气体带入热 25.220583 4724257990146060 16 第五章 工艺指标 1 班组级工艺指标班组级工艺指标 1.1 焚转岗位焚转岗位 精硫槽温度： 135145 精硫槽液位： 7080 炉气出口温度： 1150 SO2炉气浓度： 9.511.5 总转化率： 99.6 转化温度： 1#一层进口 4155 1# 二层 48510 1#三层 4655 1#四层 4205 2#一层进口 4105 2# 二层 44010 2#三层 4405 2#四层 4205 HRS塔进塔气温： 155170 二吸塔进塔气温： 145160 转化一段触媒层温度： 630 尾气SO2含量： 550ppm 尾气O2含量： 4.0 主风机油温： 4555 1.2 锅炉岗位锅炉岗位 汽包液位： 4060 汽包压力： 5.8MPa 集汽联箱蒸汽温度： 435445 锅炉炉水pH值： 911 高压锅炉炉水总磷： 515mg/L 17 锅炉炉水硬度： 0.01mmol/L(以碳酸钙计) 锅炉炉水硬度： 0.01mmol/L(以碳酸钙计) 锅炉给水pH值 8.89.2 蒸汽Na+： 20ug/L 除氧器液位： 6080 除氧器温度： 99105 HRS锅炉汽包液位： 7580 HRS锅炉汽包压力： 0.85MPa HRS锅炉炉水总磷： 212mg/L 给水泵机封水压力： 0.2MPa 1.3 干吸岗位干吸岗位 干燥酸浓: 98.398.5 二吸酸浓： 98.599 HRS一级上酸酸浓: 99.099.3 HRS泵出口酸浓: 99.399.9 HRS塔出塔气温： 7580 干燥塔进塔酸温： 4055 二吸塔进塔酸温： 6575 循环水pH值： 6.69.2 主风机出口水份: 0.1g/Nm3 酸雾: 0.004g/Nm3 18 2 事业部级工艺指标事业部级工艺指标 2.1 焚转岗位焚转岗位 SO2炉气浓度： 9.511.5 总转化率： 99.6 转化一段触媒层温度： 630 尾气SO2含量： 550ppm 尾气O2含量： 4.0 2.2 锅炉岗位锅炉岗位 集汽联箱蒸汽温度： 435445 锅炉炉水pH值： 911 高压锅炉炉水总磷： 515mg/L 锅炉炉水硬度： 0.01mmol/L(以碳酸钙计) 锅炉炉水硬度： 0.01mmol/L(以碳酸钙计) 锅炉给水pH值 8.89.2 蒸汽Na+： 20ug/L 除氧器温度： 99105 HRS锅炉炉水总磷： 212mg/L 2.3 干吸岗位干吸岗位 干燥酸浓: 98.398.5 二吸酸浓： 98.599 HRS一级上酸酸浓: 99.099.3 HRS泵出口酸浓: 99.399.9 循环水pH值： 6.69.2 主风机出口水份: 0.1g/Nm3 酸雾: 0.004g/Nm3 19 3 公司级工艺指标公司级工艺指标 3.1 焚转岗位焚转岗位 SO2炉气浓度： 9.511.5 总转化率： 99.6 尾气SO2含量： 550ppm 尾气O2含量： 4.0 3.2 锅炉岗位锅炉岗位 集汽联箱蒸汽温度： 435445 锅炉炉水pH值： 911 高压锅炉炉水总磷： 515mg/L 锅炉炉水硬度： 0.01mmol/L(以碳酸钙计) 锅炉炉水硬度： 0.01mmol/L(以碳酸钙计) 锅炉给水pH值 8.89.2 蒸汽Na+： 20ug/L 除氧器温度： 99105 HRS锅炉炉水总磷： 212mg/L 3.3 干吸岗位干吸岗位 干燥酸浓: 98.398.5 二吸酸浓： 98.599 HRS一级上酸酸浓: 99.099.3 HRS泵出口酸浓: 99.399.9 循环水pH值： 6.69.2 20 第六章 正常操作要点 1 工艺操作要点工艺操作要点 1.1 温度温度 1.1.1 硫磺系统硫磺系统 温度由调节保温蒸汽压力控制，压力升高，温度升高，压力降低，温