二氧化硫转化系统设计毕业论文.doc

武汉工程大学本科毕业设计 I 二氧化硫转化系统设计毕业论文二氧化硫转化系统设计毕业论文 目 录 摘 要 I Abstract III 第 1 章文献综述 1 1 1 硫酸在工业生产中的地位 1 1 2 国内外硫酸转化工艺的发展 1 1 2 1 催化剂的开发 1 1 2 2 新工艺的开发 1 1 3 硫酸的性质 2 1 3 1 硫酸的物理性质 2 1 3 2 硫酸的化学性质 2 1 4 硫酸的生产方法 3 1 4 1 硝化法制造硫酸 4 1 4 2 接触法制造硫酸 4 第 2 章 硫酸转化工段的工艺计算 5 2 1 硫酸转化工段的工艺流程 5 2 1 1 工艺流程的选择 5 2 1 2 二转二吸的工艺流程图 5 2 2 主要设备选型说明 6 2 3 计算依据 6 2 3 1 产量 6 2 3 2 炉气成分 6 2 3 3 各段转化率及进口温度 6 2 3 4 转化率及吸收率 7 2 4 物料衡算 7 2 4 1 进一段触媒层气体成分及气量 7 2 4 2 出一段触媒层气体成分及气量 7 2 4 3 出二段触媒层气体成分及气量 7 2 4 4 出三段触媒层气体成分及气量 8 2 4 5 经过第一次吸收后进入四段触媒层气体成分及气量 8 2 4 6 出四段触媒层气体成分及气量 8 2 4 7 物料平衡表 9 2 5 热量衡算 9 2 5 1 转化反应温升值的计算 10 2 5 2 一段反应热量和出口温度 11 2 5 3 二段反应热量和出口温度 13 2 5 4 三段反应热和出口温度 15 2 5 5 四段反应热和出口温度 17 2 5 6 热量衡算表 18 2 6 换热器工艺计算 19 2 6 1 换热器各点温度与传热面积的计算 19 2 6 2 换热器各参数的计算 27 武汉工程大学本科毕业设计 II 2 7 转化炉工艺计算 43 2 7 1 转化器直径 层高 总高的确定 43 2 7 2 触媒用量的计算 44 2 7 3 触媒层压力降的计算 52 第 3 章 主要设备一览表 55 第 4 章 安全备忘录 57 4 1 硫酸生产中的危害 57 4 2 建议的安全防护措施及防护用具 58 4 2 1 安全防护措施 58 4 2 2 防护用具 58 第 5 章 环境保护与治理建议 59 小 结 61 参考文献 63 致 谢 65 武汉工程大学本科毕业设计 1 第第 1 1 章章文献综述文献综述 1 11 1 硫酸在工业生产中的地位硫酸在工业生产中的地位 硫酸是最重要的无机化学品之一 广泛应用于磷酸盐生产 石油化工 金属冶炼及 其它工业 2008年全世界硫酸产量估计为205 207 Mt 其中硫磺制酸产量占总产量的 63 7 硫酸具有非常广泛用途 在有关化学工业方面尤其重要 硫酸所以被誉为化学 工业的发动机 硫酸是一种非常重要的化工原料 几乎所有的工业都直接或间接地用到 它 硫酸最大消费者是化肥工业 用以制造磷酸 过磷酸钙和硫酸铵 在石油工业中 硫 酸用于产品的精炼 钢铁工业需用硫酸进行酸洗 1 在有色冶金工业中 需用硫酸配制 电解液 硫酸是硝化工序不可缺少的脱水剂 硫酸还是现代氟工业的基础 其他如制革 造纸 电镀 印染 医药 农药 炼焦 蓄电池 合成洗涤剂等生产也都需用硫酸 1 21 2 国内外硫酸转化工艺的发展国内外硫酸转化工艺的发展 1 2 11 2 1 催化剂的开发催化剂的开发 含铯催化剂的研制和开发成功是继80年代初成功开发大颗粒环状催化剂之后的重大 发展 为提高转化过程的总转化率 降低尾气中SO2浓度提供了保证 含铯催化剂具有起 燃温度低 活性高的特点 与传统的钒催化剂相比 起燃温度低20 40 适用于处理 二氧化硫浓度较低的气体或用富氧空气产生的SO2浓度较高的气体 VK69型含铯钒催化剂 用于硫酸装置两转两吸工艺的第二级转化过程 可使尾气中二氧化硫浓度降低一半 并 可在较低温度下开始反应 对于现有四段转化设备 尾气中二氧化硫浓度可降低到 0 01 以下 如果维持现有二氧化硫排放浓度不变 则装置生产能力可以提高15 一 20 使用含铯钒催化剂的效果是很显著的 然而 含铯钒催化剂的价格较高 约为普 通钒催化剂的2 5倍 所以 通常只用在第一段催化剂的上部或用在转化器的最后一段 1 2 21 2 2 新工艺的开发新工艺的开发 托普索公司开发的REGESOX工艺是一种将气体中硫化合物催化转化成硫酸的工艺 该 工艺可将湿气体中的SO2 SO3 S等硫化合物以及其它可燃性硫化物以50 一80 的 武汉工程大学本科毕业设计 2 硫酸形式回收 回收率可达95 1991年建成的国外某铜冶炼厂将起始二氧化硫浓度为 50 60 的混合烟气用空气稀释到12 进入转化系统 采用 3 1 两转两吸流程 制酸 Topse与Chemetics公司合作开发了采用含铯催化剂的 4 2 两转两吸流程以加工 二氧化硫浓度为40 用空气稀释到18 的烟气 由于国内低温高活性催化剂及650 高 温的催化剂尚未开发成功 采用国外开发的含铯催化剂和相关的两转两吸工艺技术所需 费用可观 为此 南化集团设计院应燮堂提出将高浓度二氧化硫烟气分别稀释成20 用 国产的普通催化剂采用三转二吸方法制酸 1 31 3 硫酸的性质硫酸的性质 硫酸 分子式为 H2SO4 是一种无色无味油状液体 是一种高沸点难挥发的强酸 易 溶于水 能以任意比与水混溶 1 3 11 3 1 硫酸的物理性质硫酸的物理性质 纯硫酸是一种无色无味油状液体 常用的浓硫酸中 H2SO4的质量分数为 98 3 其物 质的量浓度为 18 4mol L 1 硫酸是一种高沸点难挥发的强酸 易溶于水 能以任意比与 水混溶 浓硫酸溶解时放出大量的热 因此浓硫酸稀释时应该 酸入水 沿器壁 慢慢 倒 不断搅 若将浓硫酸中继续通入 三氧化硫 则会产生 发烟 现象 这样含有 SO3的硫酸称为 发烟硫酸 100 的硫酸熔沸点为熔点 10 沸点 290 但是 100 的硫酸并不是最稳定的 沸腾时会分解一部分 变为98 3 的浓硫酸 成为 338 硫酸水溶液的 恒沸物 加热浓缩硫酸也只能最高达到 98 3 的浓度 98 3 硫 酸的熔沸为熔点 10 沸点 338 1 3 21 3 2 硫酸的化学性质硫酸的化学性质 浓硫酸有三大特性 分别为吸水性 脱水性和强氧化性 2 一 吸水性 浓硫酸的吸水作用 指的是浓硫酸分子跟水分子强烈结合 生成一系列稳定的水合 物 并放出大量的热 H2SO4 nH2O H2SO4 nH2O 故浓硫酸吸水的过程是化学变化过 程 吸水性是浓硫酸特有的化学性质 浓硫酸不仅能吸收一般的游离态水 如空气中的 水 而且还能吸收某些结晶水合物 如 CuSO4 5H2O Na2CO3 10H2O 中的水 鉴于硫 酸的这个特性 H2SO4可用于干燥很多的气体 作为干燥剂使用 武汉工程大学本科毕业设计 3 二 脱水性 脱水性是浓硫酸的化学特性 物质被浓硫酸脱水的过程是化学变化的过程 反应时 浓硫酸按水分子中氢氧原子数的比 2 1 夺取被脱水物中的氢原子和氧原子 可被浓硫 酸脱水的物质一般为含氢 氧元素的有机物 其中蔗糖 木屑 纸屑和棉花等物质中的 有机物 被脱水后生成了黑色的炭 碳化 如 C12H22O11 12C 11H2O 浓硫酸 三 强氧化性 1 跟金属反应 常温下 浓硫酸能使铁 铝等金属钝化 加热时 浓硫酸可以与除金 铂之外的所有金属反应 生成高价金属硫酸盐 本 身一般被还原成 SO2 在这些反应中 硫酸表现出了强氧化性和酸性 Cu 2H2SO4 浓 CuSO4 SO2 2H2O 2Fe 6H2SO4 浓 Fe2 SO4 3 3SO2 6H2O 2 跟非金属反应 热的浓硫酸可将碳 硫 磷等非金属单质氧化到其高价态的氧化物或含氧酸 本身 被还原为 SO2 在这类反应中 浓硫酸只表现出氧化性 C 2 H2SO4 浓 CO2 2SO2 2H2O S 2 H2SO4 浓 3SO2 2H2O 2P 5 H2SO4 浓 2H3PO4 5SO2 2H2O 3 跟其他还原性物质反应 浓硫酸具有强氧化性 实验室制取 H2S HBr HI 等还原性气体不能选用浓硫酸 H2S H2SO4 浓 S SO2 2H2O 2HBr H2SO4 浓 Br2 SO2 2H2O 2HI H2SO4 浓 I2 SO2 2H2O 1 4 硫酸的生产方法硫酸的生产方法 传统的硫酸生产工艺是在焚硫炉内用空气作为氧化剂将硫磺转化为SO2 随后在钒催 化剂作用下SO2被转化为SO3 根据使用催化剂的不同 硫酸的工业制法可分为硝化法和接 触法 武汉工程大学本科毕业设计 4 1 4 11 4 1 硝化法制造硫酸硝化法制造硫酸 硝化法是借助于氮的氧化物使二氧化硫氧化制成硫酸 3 硝化法的反应历程较复杂 但可用简单的化学方程式表示如下 SO2 NO2 H2O H2SO4 NO NO2循环利用 NO 2 1 O2 NO2 反应中所需的 NO 由硝酸供给 氧气来自空气 1 4 21 4 2 接触法制造硫酸接触法制造硫酸 接触法是目前广泛采用的方法 世界上多数的硫酸厂都采用接触法生产 接触法中 二氧化硫在固体触媒表面跟氧反应 结合成三氧化硫 然后用 98 3 的硫酸吸收为成品 酸 这种方法优于塔式法的是成品酸浓度高 质量纯 不含氮化物 但炉气的净化和精 制比较复杂 目前可作为制造硫酸原料的含硫资源除硫磺外 主要有 硫铁矿 硫精砂 尾砂 有色金属冶炼气 焦炉气 天然气 石油气中的硫化氢也可作为制取二氧化硫 气体的原料 4 将二氧化硫与氧化合成为三氧化硫的反应式是 2SO2 O2 2SO3 Q 这 个反应在常温下没有触媒存在时 实际上不能进行 为了使这一反应加快 必须提高温 度并且采用触媒催化 也叫触媒氧化 这便是接触法制造硫酸名称的由来 武汉工程大学本科毕业设计 5 第第 2 2 章章 硫酸转化工段的工艺计算硫酸转化工段的工艺计算 2 12 1 硫酸转化工段的工艺流程硫酸转化工段的工艺流程 2 1 12 1 1 工艺流程的选择工艺流程的选择 转化流程的选定和工艺参数的确定首先应该有一个目标 就是保证最终转化率达标 使排放尾气的二氧化硫浓度达到或低于国家大气污染物综合排放标准中的限值 转化流 程如何选定呢 转化流程按一 二次转化段数来分主要有 3 1 2 2 和 3 2 形 式按换热流程分 3 1 转化有 I一 一 I和 I一 3种流程 3 2 转化也有 I V V I一 或 一V I3种流程 2 1 转化只 有 I一 一种流程 无论选择什么流程 有一个共同点 即要尽可能获得高的转化率 因此 首先应讨论什么样的工艺参数有利于提高转化率 然后根据不同目的 如废热是否 利用等 来确定转化流程 20世纪60年代初期 德国BASF公司发明了两转两吸技术 我国 于1966年在上海硫酸厂首次成功的应用了 3 1 式两次转化技术 使最终转化率从97 提升到99 5 1991年我国又成功设计了 3 2 式两次转化技术 转化率达到99 8 20 世纪80年代初期 苏联科学院西伯利亚分院研究成功了SO2非稳态氧化法 已经获得广泛 应用 本次采用的是二次转化二次吸收的生产工艺流程 2 1 22 1 2 二转二吸的工艺流程图二转二吸的工艺流程图 图 2 1 二转二吸工艺流程图 两次转化两次吸收工艺与一次转化一次吸收工艺相比 所以能用较少的催化剂而获 武汉工程大学本科毕业设计 6 得很高的最终转化率 关键在于将整个转化过程分为两次进行 第一次使大部分 SO2得到 转化 一般控制转化率在 90 左右 然后进入第一吸收塔 或称中间吸收塔 将 SO2吸 收 再进行第二次转化 此时由于反应混合物中不含 SO3 而且 SO2浓度很低 O2 SO2比 值较一次转化要高得多 在这种情况下 平衡转化率高 反应速度快 用较少的催化剂 就能保证转化率达到 95 左右 6 两次转化的最终转化率因工艺条件而异 一般在 99 5 99 8 范围内 2 22 2 主要设备选型说明主要设备选型说明 矿石焙烧炉采用沸腾炉 沸腾炉炉体一般有钢壳内衬耐火材料所构成 整个炉分成 上下两部分 上部为炉膛 包括沸腾层和上部焙烧空间 下部是空气室即风室 中间隔 着一个气体分布装置 采用沸腾炉焙烧主要是为了脱除 S As F Pb 等杂质 二氧化硫转化器采用外部换热型转化器 此种转化器能使 SO2转化反应尽可能在最优 化温度条件下进行 SO2反应放出的热量能得到回收和合理利用 并且设备阻力小 能使 气体分布均匀 设备结构便于制造 安装 检修和操作 寿命长 建设费用低 换热器采用碟环式带孔折流板式管壳式换热器 在壳程给热系数相同的情况下 壳 程压降仅为常规换热器的 36 42 是一种高效换热器 由于泄流的影响 增加气体的 湍动程度从而有利于传热系数的提高 2 32 3 计算依据计算依据 2 3 12 3 1 产量产量 本设计生产能力 8 万吨 年 按年开车 7200h 计算 可知车间每小时硫酸的生产 量为 8 10000 11 11 7200 t h 2 3 22 3 2 炉气成分炉气成分 SO2 10 6 O2 6 35 N2 83 2 酸雾含量符合工艺指标要求 2 3 32 3 3 各段转化率及进口温度各段转化率及进口温度 武汉工程大学本科毕业设计 7 表 2 1 各段转化率及进口温度 触煤序号 1234 进口温度 430480440420 出口转化率 0 620 800 920 99 2 3 42 3 4 转化率及吸收率转化率及吸收率 总转化率 99 总吸收率 99 2 42 4 物料衡算物料衡算 物料衡算基准 每小时的生产量 2 4 12 4 1 进一段触媒层气体成分及气量进一段触媒层气体成分及气量 2 2 2 11 111 115 68 980 99 0 99 6 35 115 6869 2988 10 6 83 2 115 68907 98 10 6 SOkmol h Okmol h Nkmol h 2 4 22 4 2 出一段触媒层气体成分及气量出一段触媒层气体成分及气量 3 2 2 2 115 68 0 6271 7216 115 6871 721643 959 71 7216 69 2988633 438 2 907 98 SOkmol h SOkmol h Okmol h Nkmol h 2 4 32 4 3 出二段触媒层气体成分及气量出二段触媒层气体成分及气量 3 2 2 2 115 68 0 892 544 115 6892 54423 136 92 544 69 29923 027 2 907 98 SOkmol h SOkmol h Okmol h Nkmol h 武汉工程大学本科毕业设计 8 2 4 42 4 4 出三段触媒层气体成分及气量出三段触媒层气体成分及气量 3 2 2 2 115 68 0 92106 4256 115 68 106 42569 2544 106 4256 69 29916 0862 2 907 98 SOkmol h SOkmol h Okmol h Nkmol h 2 4 52 4 5 经过第一次吸收后进入四段触媒层气体成分及气量经过第一次吸收后进入四段触媒层气体成分及气量 2 2 2 3 9 2544 16 0862 907 98 SOkmol h Okmol h Nkmol h SO 微量不计 2 4 62 4 6 出四段触媒层气体成分及气量出四段触媒层气体成分及气量 2 3 2 2 115 68 0 011 1568 115 68 0 99 115 68 0 928 0976 8 0976 16 086212 0374 2 907 98 SOkmol h SOkmol h Okmol h Nkmol h 武汉工程大学本科毕业设计 9 2 4 72 4 7 物料平衡表物料平衡表 表 2 2 物料衡算表 进一段 Kmol h Kg h m3 h V SO2115 680732813 3762591 24835210 5842 O269 298862217 563521552 2944646 3405 N2907 9825423 4420338 75283 0753 1092 9595930454 3795224482 29482100 出一段 进二段 Kmol h Kg h m3 h V SO243 9592813 376984 68164 1585 O233 4381070 016749 01123 1632 N2907 9825423 4420338 75285 8936 SO371 72165737 7281606 563846 7848 1057 098635044 5623679 00864100 出二段 进三段 Kmol h Kg h m3 h V SO223 1361480 704518 24642 2104 O223 027736 864515 80482 2 N2907 9825423 4420338 75286 748 SO392 5447403 522072 98568 8416 1046 68735044 52823445 7888100 出三段 Kmol h Kg h m3 h V SO29 2544592 2816207 298560 8901 O216 0862514 7584360 330881 5471 N2907 9825423 4420338 75287 3271 SO3106 42568514 0482383 9334410 2357 1039 746235044 52823290 31488100 进四段 Kmol h Kg h m3 h V SO29 2544592 2816207 298560 9916 O216 0862514 7584360 330881 7235 N2907 9825423 4420338 75297 2849 933 320626530 4820906 38144100 出四段 Kmol h Kg h m3 h V SO2 O2 1 1568 12 0374 74 0352 385 1968 25 91232 269 63776 0 1245 1 2954 N2907 9825423 4420338 75297 7088 SO38 0976647 808181 386240 8714 929 271826530 4820815 68832100 2 52 5 热量衡算热量衡算 热量衡算温度基准 273K 武汉工程大学本科毕业设计 10 2 5 12 5 1 转化反应温升值的计算转化反应温升值的计算 QSOOSO 322 2 1 二氧化硫氧化成三氧化硫是放热的 在温度 400 C 700 C 之间时 摩尔反应热 可用下式计算 2 1 TQ21 2 1818 4 24205 式中 T 绝热温度 K 由于反应放热 气体经每层触媒后温度升高 一般用下式计算 2 2 00 xxtt 式中 t 气体出触媒层温度 C t0 气体进触媒层温度 C x 气体出触媒层时转化率 x0 气体进触媒层时转化率 绝热温升系数 在绝热情况下转化率从 0 变到 1 时气体温度增加至最高时的 值如表 2 1 查 硫酸 工作手册 第 548 页 表 12 27 表 2 1 绝热温升系数表 浓度 2 SO 浓度 2 SO 浓度 2 SO 259617310278 388720011303 4117822612328 5145925620506 气体的平均摩尔热熔量可按下式求出 2 1 2 26283 SO 21 25 745 8 1038 1 100 861 10 T T P TTTdT C TT 2 1 3 26283 SO 21 15 09 15 2 10120 7 103 62 10 T T P TTTdT C TT 武汉工程大学本科毕业设计 11 2 1 2 262 O 21 25 74 1 30 103 86 10 T T P TTdT C TT 2 1 2 262 N 21 27 180 591 100 338 10 T T P TTdT C TT 2 5 22 5 2 一段反应热量和出口温度一段反应热量和出口温度 1 进转化器第一段气体带入热量 以每小时气量计算 进一段触媒层气体温度 为 430 SO2的平均摩尔热容 2 430 273 26283 273 25 745 8 1038 1 100 861 10 445 58 430 PSO TTTdT CkJmolK O2的平均摩尔热容 2 430 273 262 273 25 74 1 30 103 86 10 31 105 430 PO TTdT CkJmolK N2的平均摩尔热容 2 430 273 262 273 25 180 591 100 338 10 29 978 430 PN TTdT CkJmolK 进一段气体每升高 1 所需热量 SO2所需热量 115 68 45 58 5272 69kJ O2所需热量 69 299 31 105 2155 345kJ N2所需热量 907 98 29 978 27213 43kJ 所需总热量 34647 66424kJ 带入热量 34647 66424 430 14898495 62kJ 2 出转化器第一段气体温度 预计反应后温度 430 0 62 293 611 66 1 t 反应时平均温度Ct m 83 520 2 66 611430 1 武汉工程大学本科毕业设计 12 SO2的平均摩尔热容 50 47 612 10861 0 101 38108 574 25 273612 273 38262 2 KmolkJ dTTTT CPSO SO3的平均摩尔热容 3 612 273 26283 273 15 09 15 2 10120 7 103 62 10 67 86 612 PSO TTTdT CkJmolK O2的平均摩尔热容 85 31 612 1086 3 1030 174 25 273612 273 262 2 KmolkJ dTTT CPO N2的平均摩尔热容 48 30 612 10338 010591 0 18 25 273612 273 262 2 KmolkJ dTTT CPN 出一段气体每升高 1 所需热量 SO2所需热量 43 96 47 50 2088 1kJ SO3所需热量 71 72 67 89 4866 9192kJ O2所需热量 33 44 31 85 1065 064kJ N2所需热量 907 98 30 48 27675 2304kJ 所需总热量 35695 3136kJ 3 反应热 摩尔反应热 Q 24205 4 1818 2 21 273 15 520 83 99465 77kJ mol 总反应热 Q 99465 77 71 72 7133709 029kJ 一段出口温度 14898495 627133709 029 617 23 35695 3136 tC 气体带入热反应热 出口气体平均热容 4 一段出口气体带出热量 35695 31 617 23 22032216 19 出1 QkJ h 武汉工程大学本科毕业设计 13 2 5 32 5 3 二段反应热量和出口温度二段反应热量和出口温度 1 进转化器第二段气体带入热量 以每小时气量计算 进二段触媒层气体温度 为 480 SO2的平均摩尔热容 15 46 480 10861 0 101 38108 574 25 273480 273 38262 2 KmolkJ dTTTT CPSO SO3的平均摩尔热容 3 480 273 26283 273 15 09 15 2 10120 7 103 62 10 64 94 480 PSO TTTdT CkJmolK O2的平均摩尔热容 32 31 480 1086 3 1030 174 25 273480 273 262 2 KmolkJ dTTT CPO N2的平均摩尔热容 12 30 480 10338 0 10591 0 18 25 273480 273 262 2 KmolkJ dTTT CPN 进二段气体每升高 1 所需热量 SO2所需热量 43 96 46 15 2028 754kJ SO3所需热量 71 72 69 94 6984 83kJ O2所需热量 33 44 31 32 1047 3408kJ N2所需热量 907 98 30 12 27348 3576kJ 所需总热量 35081 9492kJ 带入热量 35081 9492 480 16839335 62kJ 2 出转化器第二段气体温度 预计反应后温度 480 0 8 0 62 293 532 74 2 t 反应时平均温度 2 480532 74 506 37 2 m tC SO2的平均摩尔热容 武汉工程大学本科毕业设计 14 72 46 533 10861 0 10 1 38108 574 25 273533 273 38262 2 KmolkJ dTTTT CPSO SO3的平均摩尔热容 3 533 273 26283 273 15 09 15 2 10120 7 103 62 10 66 17 533 PSO TTTdT CkJmolK O2的平均摩尔热容 54 31 533 1086 3 1030 1 74 25 273533 273 262 2 KmolkJ dTTT CPO N2的平均摩尔热容 26 30 533 10338 0 10591 018 25 273533 273 262 2 KmolkJ dTTT CPN 出二段气体每升高 1 所需热量 SO2所需热量 23 14 46 72 1081 1008kJ SO3所需热量 92 54 66 17 6123 3718kJ O2所需热量 23 03 31 54 726 3662kJ N2所需热量 907 98 30 26 27475 4748kJ 所需总热量 35406 3136kJ 3 反应热 摩尔反应热 Q 24205 4 1818 2 21 273 506 37 99498 0613kJ mol 总反应热 Q 99498 06 92 54 71 72 2071549 609kJ 二段出口温度 16839335 622071549 609 534 11 35406 3136 tC 气体带入热反应热 出口气体平均热容 4 二段出口气体带出热量 35406 31 634 11 18910866 16 出2 QkJ h 武汉工程大学本科毕业设计 15 2 5 42 5 4 三段反应热和出口温度三段反应热和出口温度 1 进转化器第三段气体带入热量 以每小时气量计算 进二段触媒层气体温度 为 440 SO2的平均摩尔热容 70 45 440 10861 0 101 38108 574 25 273440 273 38262 2 KmolkJ dTTTT CPSO SO3的平均摩尔热容 3 440 273 26283 273 15 09 15 2 10120 7 103 62 10 63 94 440 PSO TTTdT CkJmolK O2的平均摩尔热容 2 440 273 262 273 25 74 1 30 103 86 10 31 15 440 PO TTdT CkJmolK N2的平均摩尔热容 01 30 440 10338 0 10591 0 18 25 273440 273 262 2 KmolkJ dTTT CPN 进三段气体每升高 1 所需热量 SO2所需热量 23 14 45 70 1057 498kJ SO3所需热量 92 54 63 94 5917 0076kJ O2所需热量 23 03 31 15 717 3845kJ N2所需热量 907 98 30 01 27248 4798kJ 所需总热量 34940 3699kJ 带入热量 34940 3699 440 15373762 8kJ 2 出转化器第三段气体温度 预计反应后温度 440 0 92 0 8 293 475 16 3 t 反应时平均温度 3 440475 16 457 58 2 m tC SO2的平均摩尔热容 武汉工程大学本科毕业设计 16 2 475 273 26283 273 25 745 8 1038 1 100 861 10 46 10 475 PSO TTTdT CkJmolK SO3的平均摩尔热容 3 475 273 26283 273 15 09 15 2 10120 7 103 62 10 64 82 475 PSO TTTdT CkJmolK O2的平均摩尔热容 30 31 475 1086 31030 1 74 25 273475 273 262 2 KmolkJ dTTT CPO N2的平均摩尔热容 1 30 475 10338 0 10591 0 18 25 273475 273 262 2 KmolkJ dTTT CPN 出三段气体每升高 1 所需热量 SO2所需热量 9 25 46 10 426 425kJ SO3所需热量 106 43 64 82 6898 7926kJ O2所需热量 16 09 31 30 503 617kJ N2所需热量 907 98 30 1 27330 198kJ 所需总热量 35159 0326kJ 3 反应热 摩尔反应热 Q 24205 4 1818 2 21 273 457 58 99605 89kJ mol 总反应热 Q 99605 89 106 43 92 54 1383525 812kJ 三段出口温度 15373762 8 1383525 81 476 61 35159 03 tC 气体带入热反应热 出口气体平均热容 4 三段出口气体带出热量 35159 0326 476 61 16757145 29 出3 QkJ h 武汉工程大学本科毕业设计 17 2 5 52 5 5 四段反应热和出口温度四段反应热和出口温度 1 进转化器第四段气体带入热量 以每小时气量计算 进四段触媒层气体温度 为 420 SO2的平均摩尔热容 46 45 420 10861 0 101 38108 574 25 273420 273 38262 2 KmolkJ dTTTT CPSO O2的平均摩尔热容 06 31 420 1086 3 1030 174 25 273420 273 262 2 KmolkJ dTTT CPO N2的平均摩尔热容 95 29 420 10338 0 10591 0 18 25 273420 273 262 2 KmolkJ dTTT CPN 进四段气体每升高 1 所需热量 SO2所需热量 9 25 45 46 420 505kJ O2所需热量 16 09 31 06 499 7554kJ N2所需热量 907 98 29 95 27194 001kJ 所需总热量 28114 2614kJ 带入热量 28114 2614 420 11807989 79kJ 2 出转化器第四段气体温度 预计反应后温度 4 35044 528 420 0 990 92 293447 09 26530 48 tC 反应时平均温度 4 420447 10 433 55 2 m tC SO2的平均摩尔热容 2 447 273 26283 273 25 745 8 1038 1 100 861 10 45 78 447 PSO TTTdT CkJmolK SO3的平均摩尔热容 武汉工程大学本科毕业设计 18 12 64 447 1062 3 107 12010 2 1509 15 273447 273 38262 3 KmolkJ dTTTT CPSO O2的平均摩尔热容 2 447 273 262 273 25 74 1 30 103 86 10 31 18 447 PO TTdT CkJmolK N2的平均摩尔热容 02 30 447 10338 0 10591 0 18 25 273447 273 262 2 KmolkJ dTTT CPN 出四段气体每升高 1 所需热量 SO2所需热量 1 16 45 78 53 1048kJ SO3所需热量 8 10 64 12 519 372kJ O2所需热量 12 03 31 18 375 0954kJ N2所需热量 907 98 30 02 2750 3254kJ 所需总热量 28395 62448kJ 3 反应热 摩尔反应热 Q 24205 4 1818 2 21 273 15 433 55 99659 92kJ mol 总反应热Q 99659 92 8 10 807237 819kJ 四段出口温度 11807989 79807237 819 444 27 28395 62448 tC 气体带入热反应热 出口气体平均热容 4 四段出口气体带出热量 28395 62448 444 27 12615324 09Q4出kJ h 2 5 62 5 6 热量衡算表热量衡算表 各换热器的温度与热量如表 2 3 所示 武汉工程大学本科毕业设计 19 表 2 3 换热器各段温度与热量表 气体进口气体出口 段数 温度 热量 kJ 反应热量 kJ温度 热量 kJ 一段43014898495 627133709 029617 2322032216 19 二段48016839335 622071549 609534 1118910866 16 三段44015373762 821383525 812476 6116757145 29 四段42011807989 79807237 819444 2712615324 09 58919583 8311396022 2750515551 73 2 62 6 换热器工艺计算换热器工艺计算 2 6 12 6 1 换热器各点温度与传热面积的计算换热器各点温度与传热面积的计算 由于转化器 换热器以及管道的散热损失 SO2和 SO3侧都有温度降 为简化计算 现设定各温度降如表 2 4 所示 表 2 4 换热器温降表 热交换器序号一二三四 SO2侧4455 SO3侧4633 1 第一换热器 SO3气体出第一段触媒层温度为 617 23 所带热量 Q 22032216 19kJ SO3气体在换热器进口温度为 615 23 所带热量 Q 21960825 56kJ 热损失 Q损 71390 62kJ SO3气体在换热器出口温度为 482 所带热量 Q 16909499 52kJ SO3气体在到达第二段层的温度为 480 所带热量 Q 16839335 62kJ 热损失 Q损 70163 9kJ 热交换器交换热量 Q 21960825 56 16909499 52 5051326 04kJ SO2气体在换热器出口 424 Q 11920446 83kJ SO2气体在到达第四段触媒层 420 Q 11807989 79kJ 热损失 Q损 112457 0456kJ Q损 254011 56kJ 武汉工程大学本科毕业设计 20 预计 SO2气体在换热器进口温度为 250 左右 则 SO2的平均摩尔热容 O2 2 260 273 26283 273 25 745 8 1038 1 100 861 10 43 1867 260 PSO TTTdT CkJmolK 的平均摩尔热容 2 260 273 262 273 25 74 1 30 103 86 10 30 2825 260 PO TTdT CkJmolK N2的平均摩尔热容 2 260 273 262 273 25 180 591 100 338 10 29 4769 260 PN TTdT CkJmolK 气体每升高 1 所需热量 SO2所需热量 9 2544 43 1867 399 67kJ O2所需热量 16 0862 30 28 487 09kJ N2所需热量 907 98 29 477 26764 53kJ 所需总热量 27651 29kJ SO2气体在换热器进口处的温度为 11920446 835051326 04 248 42 27651 29 tC 3 2 615 16482 424248 42 SOC SOC 191 16233 58 212 37 2 m tC 换热器的传热系数 在实际生产中一般为 8 14 18 0W m2 K 之间 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 2 5051326 04 1000 631 05 10 47 212 37 3600 m AQKtm 2 第二换热器 SO3气体出第二段触媒层温度为 534 11 所带热量 Q 18910866 16kJ SO3气体在换热器进口温度为 532 11 所带热量 Q 18840053 53kJ 热损失 Q损 70812 62kJ 武汉工程大学本科毕业设计 21 SO3气体在换热器进口温度为 442 所带热量 Q 15443643 54kJ SO3气体在到达第三段层的温度为 440 所带热量 Q 15373762 8kJ 热损失 Q损 69880 74kJ 热交换器交换热量 Q 18840053 53 15443643 54 3396409 99kJ SO2气体在换热器出口 436 Q 15103767 35kJ SO2气体在到达第一段触媒层 430 Q 14895917 34kJ 热损失 Q损 207850 01kJ Q损 348543 37kJ 预计 SO2气体在换热器进口温度为 350 左右 则 SO2的平均摩尔热容 58 44 350 10861 0 10 1 38108 574 25 273350 273 38262 2 KmolkJ dTTTT CPSO O2的平均摩尔热容 75 30 350 1086 3 1030 1 74 25 273350 273 262 2 KmolkJ dTTT CPO N2的平均摩尔热容 76 29 350 10338 0 10591 0 18 25 273350 273 262 2 KmolkJ dTTT CPN 气体每升高 1 所需热量 SO2所需热量 115 68 44 58 5157 05kJ O2所需热量 69 2988 30 75 2130 94kJ N2所需热量 907 98 29 76 27021 48kJ 所需总热量 34309 47kJ SO2气体在换热器进口处的温度为 15103767 353396409 99 341 23 34309 47 tC 3 2 532 11442 436341 23 SOC SOC 武汉工程大学本科毕业设计 22 96 11 100 77 98 44 2 m tC 换热面积 2 3396409 99 1000 915 38 10 47 98 44 3600 m AQKtm 3 第三换热器 SO3气体出第三段触媒层温度为 476 61 所带热量 Q 16757145 29kJ SO3气体在换热器进口温度为 473 61 所带热量 Q 16651668 2kJ 热损失 Q损 105477 09kJ SO2气体进换热器温度为 60 则 SO2的平均摩尔热容 05 40 60 10861 0 10 1 38108 574 25 27360 273 38262 2 KmolkJ dTTTT CPSO O2的平均摩尔热容 32 29 60 1086 3 1030 1 74 25 27360 273 262 2 KmolkJ dTTT CPO N2的平均摩尔热容 94 28 60 10338 0 10591 0 18 25 27360 273 262 2 KmolkJ dTTT CPN 气体每升高 1 所需热量 SO2所需热量 115 68 40 05 4633 01kJ O2所需热量 69 2988 29 32 2031 84kJ N2所需热量 907 98 28 94 26276 94kJ 所需总热量 32941 79kJ 所带热量 Q 32941 79 60 1976507 4kJ SO2气体在出换热器的温度为 346 23 341 23 5 则 SO2的平均摩尔热容 54 44 347 10861 0 101 38108 574 25 273347 273 38262 2 KmolkJ dTTTT CPSO 武汉工程大学本科毕业设计 23 O2的平均摩尔热容 73 30 347 1086 3 1030 174 25 273347 273 262 2 KmolkJ dTTT CPO N2的平均摩尔热容 75 29 347 10338 010591 0 18 25 273347 273 262 2 KmolkJ dTTT CPN 气体每升高 1 所需热量 SO2所需热量 115 68 44 54 5152 39kJ O2所需热量 69 2988 30 73 2129 55kJ N2所需热量 907 98 29 75 27012 4kJ 所需总热量 34309 47kJ 所带热量 Q 34309 47 346 23 11878967 8kJ 热损失 Q损 5 34309 47 171547 35kJ Q损 277024 44kJ 交换热量 Q 11878967 8 1976507 4 9902460 40kJ 预计第三换热器出口温度为200 则 SO2的平均摩尔热容 42 42 200 10861 0 101 38108 574 25 273200 273 38262 2 KmolkJ dTTTT CPSO SO3的平均摩尔热容 62 56 200 1062 3 10 7 12010 2 1509 15 273200 273 38262 3 KmolkJ dTTTT CPSO O2的平均摩尔热容 04 30 200 1086 3 1030 174 25 273200 273 262 2 KmolkJ dTTT CPO N2的平均摩尔热容 武汉工程大学本科毕业设计 24 34 29 200 10338 0 10591 0 18 25 273200 273 262 2 KmolkJ dTTT CPN 气体每升高 1 所需热量 SO2所需热量 9 2544 42 42 389 70kJ SO3所需热量 106 4256 56 62 5946 00kJ O2所需热量 16 0862 30 04 481 62kJ N2所需热量 907 98 29 34 26585 65kJ 所需总热量 33402 97kJ SO2气体在换热器进口处的温度为 16651668 29902460 40 202 05 33402 97 tC 3 2 473 61202 05 346 2360 SOC SOC 127 38 142 05 134 72 2 m tC 换热面积 2 9902460 40 1000 1950 12 10 47 134 72 3600 m AQKtm 4 第四换热器 SO3气体出第四段触媒层温度为 444 27 所带热量 Q 12615324 09kJ SO3气体在换热器进口温度为 441 27 所带热量 Q 12530137 22kJ 热