年产20万吨硫酸车间转化工段工艺设计.doc

年产20万吨硫酸车间转化工段工艺设计学院名称 化学与制药工程学院 专业班级 化工13-1 学生姓名 宋有为 导师姓名 袁芳 2017年5月8日年产20万吨硫酸车间转化工段工艺设计作 者 姓 名 宋有为 专 业 化学工程与工艺 指导教师姓名 袁芳 专业技术职务 讲师 目 录摘 要1 第一章 文献综述31.1综述31.2硫酸发展史3 第二章 工艺说明书52.1概述52.1.1产品规模和规格52.1.1.1年操作日52.1.1.2生产方式52.1.1.3生产能力52.1.1.4产品规格52.1.2工艺方案叙述52.2装置设计说明52.2.1工艺原理52.2.2工艺流程说明62.2.3主要设备选型说明62.2.4化工原材料规格及用量62.2.4.1进入转化器气体组成62.2.4.2本设计采用的催化剂型号:6 第三章 转化工序物料衡算73.1转化工序73.2转化反应引发平衡转化率，转化率计算83.3两次转化流程93.4物料衡算103.4.1进一段气体量及成分103.4.2出一段气体量及成分113.4.3出二段气体量及成分113.4.4出三段气体量及成分123.4.5出四段气体量及成分12 第四章 转化器各段的热量衡算154.1一段反映热量和出口温度154.1.1进入转化器第一段气体带入热量154.1.2出转化器第一段气体温度154.1.3反应热164.1.4一段出口气体带出热量164.2转化二段反应热量和出口温度164.2.1进转化器第二段气体带入热量164.2.2出转化器第二段气体温度174.2.3反应热184.2.4二段出口气体带出热量184.3转化三段反应热量和出口温度184.3.1进转化器第三段气体带入热量184.3.2出转化器第三段气体温194.3.3反应热204.3.4三段出口气体带出热量204.4转化四段反应热量和出口温度204.4.1进转化器第四段气体带入热量204.4.2出转化器第四段气体温度214.4.3反应热224.4.4四段出口气体带出热量22 第五章 换热器温度，传热面积的计算235.1第一换热器235.2第二换热器235.3第三换热器245.4第四换热器25 第六章 换热器设计276.1换热器概述276.2换热器基本要求286.2.1合理地实现所规定的工艺条件286.2.2安全可靠286.2.3有利于安装、操作与维护286.2.4经济合理286.3 换热器的结构形式296.3.1管壳式换热器296.3.2蛇管式换热器296.3.3套管式换热器296.4换热器材质的选择296.5管板式换热器的优点306.6列管式换热器的结构306.7管板式换热器的类型及工作原理31齐鲁工业大学 2016届本科毕业设计（论文）摘 要本设计进行的是20万吨硫酸 /年转换系统的工艺设计，主要负责硫酸生产过程中二氧化硫到三氧化硫的转化过程，计算部分包括三个：物料平衡，热量衡算和换热面积的计算，转换过程是通过2次转化2次吸收来完成的。涉及到5台热交换器，主要以产生高温气体来预热冷的反应气体，以达到热量的有效利用，最大限度的降低能量损失，从而做到工业生产的低碳和环境保护，以经济，高效节能，可持续发展作为设计目标。关键词： 物料平衡 热量平衡 换热器ABSTRACT This design is the design process 200,000 tons of H2SO4 / into the system, is responsible for the conversion of sulfur dioxide to sulfur trioxide process, sulfuric acid process three main points calculation part: material balance, heat balance and heat transfer area calculation.Conversion process is through the 2 conversion complete absorption of 2,involves four heat exchangers, primarily in response to the low-temperature gas generated in the gas preheating temperature, to the effective use of heat, to maximize the energy loss is decreased to realize industrial production low-carbon, environmentally friendly, energy efficient, and sustainable economic development objectives designed. Finally completed the process specifications, safety memo, completed graduation design specifications.Key words：Mass balance ; Heat balance ; Heat exchanger 第1章 文献综述1.1综述硫酸是广泛应用于各工业领域重要的基础化工原料。硫酸的产量通常用作一个国家的工业发展水平的度量。硫酸在化工生产中具有很重要的地位，几乎所有的化工产品都离不开硫酸。近几年从天津的爆炸到山东的化工厂爆炸，这一系列的事故无不是在警告我们注意安全生产，正确操作，在硫酸生产中尤其需要注意。硫酸也具有高危害性，在使用运输和储存的时候需要特别的注意。目前硫酸主要用于生产化肥，合成纤维，涂料，清洁剂，制冷剂，饲料添加剂，炼油，有色金属冶炼及钢铁，制药，化工等行业。而且硫酸在石油工业，冶金工业等方面也有着重要的作用。其具体表现为在以下几点：a：浓硫酸具有酸性，可以制备含磷的肥料，氮肥;也可以防锈b: 浓硫酸具有吸水性常用来做吸水剂和干燥剂。浓硫酸可以干燥各种气体，如氢气，氧气，氮气，一氧化碳，二氧化硫，氯气，氯化氢等，但不能干燥碱性气体和室温下的还原气体c:浓硫酸还具有脱水性。d:浓硫酸还具有很高的沸点和难挥发性。1.2硫酸发展史在上个世纪的中国，由于技术落后和设备条件的不允许，中国的硫酸产量很低，而且那个时候的硫酸生产方法很落后，造成了资源浪费严重而且对环境的污染也是很严重的。改革开放以来，为了改变以前中国硫酸生产方法的落后，国家通过积极的引进外来技术和国内科学家的努力，中国在硫酸生产技术上取得了突分猛进，使中国的硫酸产量逐年提高。目前在世界范围内硫酸产量中国处于一个领先的地位。同时科学家和国家有关部门还在继续努力研修硫酸生产的最新方式。在中国古代就有了制取硫酸的记载，但是那个时候对事物认识不足，使其落后于同一时代的西方国家。早在8世纪就有了硝石与绿矾在一起蒸馏制取硫酸的方法。帕拉塞尔苏斯描述了使用绿矾和硫酸亚铁为原料在蒸馏釜煅烧制取硫酸的方法。在古代西方国家最先发现了这个制取硫酸的方法。因此古代硫酸被称为“绿矾油”。在硫酸制取的过程中二氧化硫转化成三氧化硫的过程是最为重要的过程，直接关系到将来硫酸的产量。在转化过程中，这个反应需要的条件很苛刻，一般在常温条件下很难完成。随着技术的进步科学家经过试验发现，在一小部分重金属的作用二氧化硫转化成三氧化硫的转化率较高。后来人们根据这个把硫酸的制法分为硝化法和接触式法。硫酸制取一般包括两种：一次转化，一次吸收;两次转化，两次吸收。一次转化、一次吸收流程：SO2经过多段转化后只经过一个或串联两个吸收塔，吸收其中SO3后就排放。这种流程比较简单，但转化率比较低，通常低于97%以下。在20世纪在60年代以前，我国大部分的硫酸厂使用这种流程。两次转化、两次吸收流程：自60年代以来，最大的变化是转化工艺流程中采用了两次转化、两次吸收新流程，简称为两转两吸。这项新技术开始时，重点是充分利用硫的资源和减少二氧化硫的排放量，保护环境。这种方法的特点是：1.最终转化率高；2.可以处理二氧化硫气体的浓度较高；3.减少尾气中SO2排放量；4.需要大的传热面积；5.系统阻力比一转一吸增加4-5kPa。 第二章 工艺说明书2.1概述2.1.1产品规模和规格2.1.1.1年操作日 300天/年 24小时/天 2.1.1.2生产方式 连续生产2.1.1.3生产能力 二氧化硫 转化率99.5%2.1.1.4产品规格 二氧化硫 转化率99.5%2.1.2工艺方案叙述 国内生产硫酸的方法主要有硝化法和接触法，同时考虑到硝化法所需的设备庞大，大量的铅，维护麻烦，腐蚀设备，硝化反应进行缓慢。本设计决定采用接触法，这种方法得到的成品酸浓度高，更高的纯度，流程简单易懂，同时也避免了材料来源不足和环境污染严重的问题。本设计采用两转两吸的工艺流程，转化流程中包括5台换热器和一台反应器。其中的二氧化硫大约要经过多级转换后经过两个吸收塔，吸收其中的三氧化硫后就排放。转换过程分为四个部分间接换热式。2.2装置设计说明2.2.1工艺原理 二氧化硫的转化通常不超过0.5MPa的压力下进行的，而且二氧化硫，三氧化硫的浓度又较低，该系统可被视为理想气体。二氧化硫氧化反应是一个可逆放热反应：2.2.2工艺流程说明现在使用接触法两转两吸工艺来生产硫酸，其生产过程通常具有六个步骤，即：原料的预处理，制取二氧化硫气体，二氧化硫气体的净化，二氧化硫转化，三氧化硫的吸收以及“三废”的处理。其中转化车间采用两转两吸的工艺流程。包括两台泵机，5台换热器和一个转化器（转化器采用的是多级反应器）。制取的气体经过上一工段的处理后，依次通过第一，第二热交换器预热后进入反应器，然后经过第三，第四换热器进行冷却，在进入下一个工段进行吸收。2.2.3主要设备选型说明考虑到转化器设计应让二氧化硫尽可能在最适宜的温度条件下反应，以最大限度地利用二氧化硫反应释放热量，所以设备阻力既要小，又能使该气体可以分布均匀。因此，考虑使用外部换热型转化器。考虑到换热器中的气体具有一定的腐蚀性，所以选用管式热交换器的选择。风机选择罗茨风机。2.2.4化工原材料规格及用量2.2.4.1进入转化器气体组成： 二氧化硫占9%，氧气占8.1%，氮气占82.9%2.2.4.2本设计采用的催化剂型号: SI09-1，起燃温度为420，使用温度400-600。 第三章 转化工序物料衡算3.1转化工序二氧化硫转化计算依据：转化反应温度的计算 二氧化硫氧转化成三氧化硫的反应是放热反应，反应热量可用下式计算：式（1）中：T为绝对温度（K）。在随着反应的进行，反应放出的热量，使转化气体的温度逐渐升高。由于反应是放热反应，气体经每层触媒后温度升高，一般用下式计算： 绝热升温系数是由气体的组成决定的。其值为： 式（3）中：a为二氧化硫的初始浓度（%）； 为气体混合物在500与x=0.5时的平均热熔（KJ/(mol.K)）。气体的摩尔热容量可按下式求出：在绝热的情况下值与转化率的关系，如表（3-1）所示表3-1 二氧化硫浓度与值得关系二氧化硫浓度（%）二氧化硫浓度（%）二氧化硫浓度（%）288617310278359720011303414782261232851459256135063.2转化反应引发平衡转化率，转化率计算进一转气体成分：二氧化硫：9%；氧气；8.1%；氮气82.9%进二转气体成分：二氧化硫：0.82%；氧气：5.10%；氮气：94.08%。触媒四层：一次转化用三层触媒，二次转化用一层触媒（每一层称为一段）。分段累计转化率及进口温度如表3-2所示。表3-2 两次转化分段转化率和温度段数一段二段三段四段转化率（%）62809299.5进口温度430480440420二氧化硫转化为三氧化硫，其平衡转化率由下式计算： 式（4）中：X为平衡转化率（%）；Kp为反应常数；a为二氧化硫初始浓度（%）；b为氧的初始浓度（%）；p为气体总压力（Pa）反应平衡常数Kp，在400-700之间时，用下式求出：式中：T为绝对温度将420-600间的温度代入上式，即可做出Kp值曲线。式（4）由于两边都有X项，所以要用试差法求解。算出一次转化和二次转化的平衡转化率如表3-3所列。表3-3 在各温度下的平衡转化率温度（）420430440450460470480520560600一次转化进气98.297.797.196.495.794.793.787.779.068.1二次转化进气98.598.097.597.096.295.494.7转化率一般用下式求出： 式（6)中：c出转化器的二氧化硫浓度（%)在一次转化进气二氧化硫9%，二次转化进气二氧化硫0.82%的条件下，转化率锁对应的适宜温度（操作温度），根据下式（7）计算：算出的转化率和适宜温度数字，列于表3-4表3-4 各种转化率所对应的适宜温度转化率x*（%）6070809092939495969798一次转化进气589559523479467459451447432418405二次转化进气4814694604534504354214103.3两次转化流程本次算拟要用5台换热器，一次转化采用，号换热器（即用触媒三，二层反应热量），二次转化采用，好换热器（即用触媒四，一层反应热量），流程如图3-1所示图3-1 两次转化流程图3.4物料衡算3.4.1进一段气体量及成分 3.4.2出一段气体量及成分SO2=285.2(1-0.62)=108.4 kmol 108.464=6936.1 kg108.422.4=2478.2 mSO3=285.2（10.62）=176.8kmol 176.880=14144 kg176.822.4=3960.32 mO2=256.7-176.82=168.3 kmol 168.332=5385.8 kg 168.322.4=3769.9 mN2=2627 kmol 73556.2 kg58844.8 kg3.4.3出二段气体量及成分SO2=285.2(1-0.8)=57.04 kmol 57.0464=3650.6 kg108.422.4=1277.7 mSO3=285.20.8=227.8 kmol 227.880=18224 kg227.822.4=5102.72 mO2=256.7-227.82=142.8 kmol 142.832=4569.6 kg 142.822.4=3198.7 mN2=2627 kmol 73556.2 kg58844.8 kg3.4.4出三段气体量及成分SO2=285.2(1-0.92)=22.8 kmol 22.864=1460.2 kg22.822.4=510.7 mSO3=285.20.92=262.4 kmol 262.480=20992 kg262.422.4=5877.8 mO2=256.7-262.42=125.5 kmol 125.532=4016 kg 125.522.4=2811.2 mN2=2627 kmol 73556.2 kg58844.8 kg3.4.5出四段气体量及成分考虑计算简便和实际影响不大等条件，转化后的气体经第一吸收塔，只将其中的三氧化硫全部吸收掉，二氧化硫，氧气，氮气含量不变（实际有少量变化的），故：SO2=285.2(1-0.995)=1.4 kmol 1.464=91.3 kg1.422.4=31.4 mSO3=285.2-1.4=283.8kmol 283.880=22704 kg283.822.4=6357.12 mO2=256.7-283.82=114.8 kmol 114.832=3673.6 kg 114.822.4=2571.5 mN2=2627 kmol 73556.2 kg58844.8 kg 表3-5 转化器物进入一段气体料衡算进一段（）（）（）（）SO2285.218250.16388.59O2256.78214.45750.088.1N2262773556.258844.882.93168.9100020.770983.4100出一段（进二段）SO2108.46936.12428.23.5SO3176.8141443960.35.7O2168.35385.63769.95.5N2262773556.258844.885.33080.599921.969003.2100出二段（进三段）SO2573650.61277.71.9SO3227.8182245102.727.4O2142.84569.63198.74.7N2262773556.258844.8863054.6100000.468423.9100出三段（进四段）SO222.81460.2510.70.8SO3262.4209925877.88.6O2125.540162811.24.1N2262773556.258844.886.53037.7100024.468044.5100出四段SO21.491.331.40.05SO3283.8227046357.129.35O2114.83673.62571.53.8N2262773556.258844.886.83027100025.167804.82100第四章 转化器各段的热量衡算4.1一段反映热量和出口温度4.1.1进入转化器第一段气体带入热量如果进入一层触媒层的气体的温度为420，那么可以计算出各组分的气体的平均摩尔热熔，：二氧化硫的平均摩尔热熔： 氧气的平均摩尔热熔：氮气的平均摩尔热熔：故进一段气体每升高1所需热量为：二氧化硫所需热量：285.245.46=12965.2（KJ）氧气所需热量： 256.731.06=7973.1（KJ）氮气所需热量： 262730.23=79414.2（KJ）所需总热量： 95352.5KJ/带入热量=95352.5420=40048050（KJ/h）4.1.2出转化器第一段气体温度 预计反应后温度t=420+0.62256=578.72（）反应时平均温度t=(420+578.72)/2=499.36()所以可得各组分气体的平均摩尔热熔：二氧化硫的平均摩尔热熔：三氧化硫的平均摩尔热熔：氧气的平均摩尔热熔：氮气的平均摩尔热熔：故出一段气体每升高1所需热量为：二氧化硫所需热量：108.447.18=5114.312（KJ)三氧化硫所需热量：176.867.17=11875.66（KJ)氧气所需热量： 168.331.72=5338.48（KJ)氮气所需热量： 262730.44=79965.88（KJ)所需总热量： 102294.33KJ/4.1.3反应热 摩尔反应热Q=101314.48-2.21（273+499.36）=99607.56（KJ）一段出口温度：t=总反应热 Q=176.899607.56=17610616.61（KJ）4.1.4一段出口气体带出热量 Q= 102294.33563.65=57658199.1 KJ/h4.2转化二段反应热量和出口温度4.2.1进转化器第二段气体带入热量如果进入二层触媒层的气体的温度为470，那么可以计算出各组分的气体的平均摩尔热熔，：二氧化硫的平均摩尔热熔：三氧化硫的平均摩尔热熔：氧气的平均摩尔热熔：氮气的平均摩尔热熔：故进二段气体每升高1所需热量为：二氧化硫所需热量：108.446.04=4990.74（KJ）三氧化硫所需热量：176.864.78=11453.1（KJ）氧气所需热量： 168.331.27=5262.74 （KJ）氮气所需热量： 262730.13=79151.51（KJ）所需热量： 100857.59KJ/带入热量=100857.59470=47403067.3（KJ/h）4.2.2出转化器第二段气体温度 预计反应后温度t=470+（0.8-0.62）256=516.08（） 反应时平均温度t=（470+516.08）/2=493.04（） 所以可得各组分气体的平均摩尔热熔：二氧化硫的平均热熔： 三氧化硫的平均热熔：氧气的平均热熔： 氮气的平均热熔 故出二段气体每升高1所需热量为： 二氧化硫所需热量：5746.54=2652.78 （KJ） 三氧化硫所需热量：227.865.78=14984.68 （KJ） 氧气所需热量： 142.831.47=5207.92 （KJ） 氮气所需热量： 262730.26=79341.72（KJ） 所需热量： 102187.1（KJ）4.2.3反应热 摩尔反应热Q=101314.48-2.21（273+493.04）=99621.53（KJ/mol） 总反应热 Q=（227.8-176.8）99621.53=5080698.03（KJ/h） 二段出口温度t=（47403067.3+5080698.03）=513.6（） 4.2.4二段出口气体带出热量Q=513.6102187.1=52483765.03KJ/h） 4.3转化三段反应热量和出口温度 4.3.1进转化器第三段气体带入热量如果进入三层触媒层的气体的温度为440，那么可以计算出各组分的气体的平均摩尔热熔，：二氧化硫的平均摩尔热熔：三氧化硫的平均摩尔热熔：氧气的平均摩尔热熔：氮气的平均摩尔热熔：故进三段气体每升高1作序热量为：二氧化硫所需热量：5745.58=2598.06 (KJ)三氧化硫所需热量：227.863.68=14506.304(KJ)氧气所需热量： 142.831.1=4441.08 (KJ)氮气所需热量： 262730.02=78862.54 (KJ)所需热量： 100407.98 (KJ)带入热量 Q=430100407.98=43175431.4(KJ/h) 4.3.2出转化器第三段气体温度 出转化器预计反应后温度t=430+（0.92-0.8）256=460.72（） 反应的平均温度t=（460+460.72）/2=445.72（）二氧化硫的平均摩尔热熔：三氧化硫的平均摩尔热熔：氧气的平均摩尔热熔：氮气的平均摩尔热熔：故出三段气体每升高1所需的热量为：二氧化硫所需热量：22.845.94=1047.43（KJ）三氧化硫所需热量：262.464.47=16916.93（KJ）氧气所需热量： 125.531.24=3620.62 （KJ）氮气所需热量： 262730.11=79098.97（KJ）所需总热量： 100983.95（KJ） 4.3.3反应热摩尔反应热101314.48-2.21（273+445.36）=99726.9(J/mol)总反应热Q=(262.4-227.8)99726.9=3450550.74(KJ/h)三段出口温度t=（43175431.4+3450550.74）/100983.95=461.72（）4.3.4三段出口气体带出热量Q=100983.95461.72=46625982.14（KJ/h）4.4转化四段反应热量和出口温度4.4.1进转化器第四段气体带入热量如果进入四层触媒层的气体的温度为420，那么可以计算出各组分的气体的平均摩尔热熔：二氧化硫的平均摩尔热熔：三氧化硫的平均摩尔热熔：氧气的平均摩尔热熔：氮气的平均摩尔热熔：故进四段气体每升高1所需的热量为：二氧化硫所需热量：22.845.34=1033.75（KJ）三氧化硫所需热量：262.463.16=16573.189(KJ)氧气所需热量： 125.531.02=38963.01（KJ）氮气所需热量： 262729.97=78731.19（KJ）所需总热量： 100231.13（KJ）带入热量 Q=410100231.13=41094763.3（KJ/h）4.4.2出转化器第四段气体温度 预计反应后温度t=410+（0.995-0.92）256=429.2（） 反应时平均温度t=（410+429.2）/2=419.6（） 所以可得各组分气体的平均摩尔热熔： 二氧化硫的平均摩尔热熔： 三氧化硫的平均摩尔热熔： 氧气的平均摩尔热熔： 氮气的平均摩尔热熔：故出四段气体每升高1所需的热量为： 二氧化硫所需热量：1.445.60=63.84 （KJ） 三氧化硫所需热量：283.863.83=18114.95（KJ） 氧气所需热量： 114.831.18=3579.46（KJ） 氮气所需热量： 262730.09=79046.43（KJ） 所需总热量： 100804.68（KJ）4.4.3反应热 摩尔反应热Q=101314.48-2.21（273+419.6）=99783.83（KJ/h）总反应热Q=(283.8-262.4)99783.83=2135373.96(KJ/h)三段出口温度t=（41094763.3+2135373.96）/100804.68=428.854.4.4四段出口气体带出热量 Q=100804.68428.85=43230087.02(KJ/h) 转化器热量平衡表4-1表4-1 转化器热量衡算结果段数气体进口反应热量气体出口温度热量温度热量一段4204004805017610616.61563.6557658799.1二段47047403067.35080698.03513.652483765.03三段43043175431.43450550.74461.7246625982.14四段41041094763.32135373.96428.8543230087.0217172131228277239.34199998033.3 第五章 换热器温度，传热面积的计算5.1第一换热器由实验生产经验可以知道，气体换热时的热损失量表现为温度下降3到6摄氏度，为了计算方便和实用，现假设二氧化硫气体下降4摄氏度，三氧化硫气体也下降4三氧化硫气体出第一段触媒层的温度为563.65，所带的热量Q=57658199.1KJ/h三氧化硫气体在换热器出口处温度为561.65，所带热量Q=57453610.44 KJ/h热损失Q=2045888.66 KJ/h三氧化硫气体在换热器进口处温度为472，所带热量Q=47604782.48 KJ/h三氧化硫气体在到达第二段触媒层的温度为470，所带热量Q=47403067.3 KJ/h热损失Q=201715.18 KJ/h换热器交换热量Q=57453610.44-47604782.48=9848827.96 KJ/h二氧化硫气体在换热器出口：414，Q=41495687.82 KJ/h二氧化硫气体在到达第四段触媒层：410，Q=41094763.3 KJ/h热损失Q=201715.18 KJ/h三处热损失Q=2045888.66+201715.18+201715.18=807228.36 KJ/h预计二氧化硫奇异（二次）在换热器进口温度为300左右，则：二氧化硫：22.843.9=1000.92 KJ/氧气： 125.530.5=3827.75 KJ/氮气： 262729.65=77890.55 KJ/： 1000.92+3827.75+77890.55=82719.22 KJ/所以二氧化硫气体在换热器进口处温度为：t=（41495687.82-9848827.96）/82719.22=382.58 三氧化硫： 561.65 472 氧气： 414 382.58 t=（147.65+89.42）/2=118.54 换热器的传热系数，在实际生产中一般为8.14至18.0W/(.K)之间（少数在25.0左右，新型换热器在上限，旧型换热器在下限，现取K=10.47计算，则换热面积：F=Q/(K.t)=（9848827.961000）/（10.47175.593600）=2098.1（）5.2第二换热器降温（即热损失引起的温度降低）：二氧化硫气体4，三氧化硫气体6。二氧化硫气体在二段触媒层出口：513.6，Q=52483765.03 KJ/h二氧化硫气体在换热器进口：511.6，Q=52278920.36 KJ/h热损失Q=204844.67 KJ/h三氧化硫气体在换热器出口：432，Q=43376247.36 KJ/h三氧化硫气体到达第三段触媒层：430，Q=43175431.4 KJ/h热损失Q=200815.96 KJ/h交换热量Q=52278920.36-43376247.36=8902673 KJ/h二氧化硫气体（一次气）在换热器出口：426，Q=40620165 KJ/hSO2气体在第一段触媒层：420，Q=40048050 kJh热损失Q=572115 KJ/h三处热损失Q=204844.67+200815.96+572115=977775.63 KJ/h预计二氧化硫气体在换热器进口温度为350左右，则：二氧化硫：285.245.46=12965.2 KJ/氧气： 256.731.06=7973.1 KJ/氮气： 262730.23=79414.2 KJ/： 12965.2+7973.1+79414.2=95352.5 KJ/所以二氧化硫气体在换热器进口处的温度为：t=（40620165-8905673）/95352.5=332.63 三氧化硫： 511.6 432 二氧化硫： 426 332.63 t=（85.6+99.37）/2=92.49 取K=10.47W/(.K)，则：F=Q/(K.t)=（89056731000）/（10.4792.493600）=2430.7（）5.3第三换热器降温：三氧化硫气体侧3，二氧化硫气体侧5。三氧化硫气体在三段触媒层出口：467.72，Q=46625982.14 KJ/hSO3气体在换热器进口：458.72，Q=46323357.54 kJh Q损=46625982.1446323357.54=302624.6 kJh二氧化硫气体进换热器60，其带入热量：二氧化硫：285.242.5=12121 KJ/氧气： 256.729.3=7521.31 KJ/氮气: 262729.4=77233.8 KJ/: 12121+7521.31+77233.8=96876.11 KJ/ Q=96876.1160=5812566.6 KJ/二氧化硫气体在换热器出口温度为337.63（332.63+5）Q=95352.5337.63=31193864.58 KJ/hQ损=95352.55=476762.5 KJ/hQ损=302624.6+476762.5=779387.1 KJ/h交换热量Q=31193864.58-5812566.6=25391298 KJ/h预计第三换热器三氧化硫气体出口温度为180，则：二氧化硫：22.843.12=983.14 KJ/三氧化硫：262.454.13=14203.714 KJ/氮气： 262729.03=76261.81 KJ/氧气： 125.529.75=3733.63KJ/=983.14+14203.714+76261.81+3733.6=95182.29 KJ/所以二氧化硫气体在第三换热器出口的温度为：t=（46625982.14-25391298）/95182.29=220.02 三氧化硫： 458.72 220.02 二氧化硫; 337.63 60 t=（121.09+160.02）/2=140.56 取K=10.47W/(.K)，则： F=Q/(K.t)=( 253912981000)/(10.47140.563600)=4560 ()5.4第四换热器降温：三氧化硫气体侧3，二氧化硫气体侧5。二氧化硫气体在四段触媒层出口：428.85，Q=43230087.02 KJ/h二氧化硫气体在换热器进口：425.85，Q=42928672.98 KJ/h热损失，Q=302414.02 KJ/h二氧化硫气体（二次气一吸塔来）进口为60二氧化硫;22.841.77=952.36 KJ/氧气： 125.529.38=3687.15 KJ/氮气： 262729.45=77365.15 KJ/ 952.36+3687.15+77365.15=82004.7 KJ/82004.760=4920282 KJ/h二氧化硫气体在换热器出口温度为387.58（即382.58+5=387.58） Q=387.5895172.29=36890751.96 KJ/h Q损=302414.02+95172.295=778325.47 KJ/h交换热量Q=36890751.96-4920282=31970469.96 KJ/h预计三氧化硫气体出口温度为204二氧化硫： 1.442.36=59.304 KJ/三氧化硫： 283.856.37=15997.81 KJ/氧气; 114.831.24=3586.352 KJ/氮气： 262728.73=75473.71 KJ/： 59.304+15997.81+3586.352+75473.71=95117.18 KJ/则三氧化硫气体出第四换热器温度为： t=（42928672.98-31970469.96）/95117.18=215.2 三氧化硫： 428.85 215.2 二氧化硫： 387.58 60 t=（41.28+155.2）/2=98.24 取K=10.47W/(.K)，则： F=Q/(K.t)=（31970469.961000）/（10.4798.243600）=5400.96（） 以上是基于传热表面使用较小的K值计算的，因此使用的值比较保险，可以减少计算量。随着技术的进步，对该过程中使用换热器的设计和结构进行了改进，使得传热效率大大提高，日产吨酸的传热表面已显著减少。例如，茂名市化肥厂开发的两转两吸过程，日产60吨硫酸，拥有950，总面积，吨传热面是15.8酸，磷肥厂和你的邯郸县化肥厂，硫酸日产120吨6全热交换器面积2344.3，日产万吨受热面是19.5酸，磷肥厂T系统，双吸收过程，日产万吨酸受热面11.74平方米的南部。所以K值一般应1420W/（.K）更合适。表5-1各换热工况项目1换2换3换四换交换热量（kJh）9848827.9689026732538129831970470温差（）1199314198计算传热面积（）2098243145605401采用传热面积（）2308267452446211 注：实际采用传热面，因要考虑气体浓度的变化和生产的可能性等，比计算传热面要增大10%15%。考虑各换热器对转化系统热平衡的影响大小，1，2换热器分别增大10%然后取整，3，4换热器分别增大15%然后取整。 第六章 换热器设计6.1换热器概述在不同温度的流体间传递能量的装置称为热交换器，简称为换热器。换热器包括壳程和管程，一般分别存在两种流体，相互进行换热，是一种流体的温度升高，另一种的流体温度降低。随着我国化工工业的发展，对各种换热器的需求也日益的提高，这就破事科学家们日夜的努力，制造出更为先进的换热器来满足工业发展的需要。目前在很多工厂中都有换热器的存在，由于各行各业的需求不同换热器的类型也大不相同，不同类型的换热器都各有利弊。在设计换热器的时候首先要考虑到的是车间尺寸的问题，然后再根据用途决定选择换热器的类型，并计算出换热器的换热面积。换热器根据换热方式的不同可以将换热器分为：混合式、蓄热式和间壁式。如表6-1所示。表6-1 换热器的结构分类类 型 特 点 间 壁 式 管 壳 式 列管式 固定管板式 刚性结构 用于管壳温差较小的情况（一般50），管间不能清洗 带膨胀节 有一定的温度补偿能力，壳程只能承受低压力 浮头式 管内外均能承受高压，可用于高温高压场合 U型管式 管内外均能承受高压，管内清洗及检修困难 填料函式 外填料函 管间容易泄漏，不宜处理易挥发、易爆炸及压力较高的介质 内填料函 密封性能差，只能用于压差较小的场合 釜式 壳体上部有个蒸发空间用于再沸、蒸煮 双套管式 结构比较复杂，主要用于高温高压场合和固定床反应器中 套管式 能逆流操作，用于传热面较小的冷却器、冷凝器或预热器 螺旋管式 沉浸式 用于管内流体的冷却、冷凝或管外流体的加热 喷淋式 只用于管内流体的冷却或冷凝 板面式 板式 拆洗方便，传热面能调整，主要用于粘性较大的液体间换热 螺旋板式 可进行严格的逆流