年产8万吨硫酸车间干吸工段工艺设计-卢苗.doc

前前 言言 硫酸作为重要的基本原料 广泛用于化工 轻工 纺织 冶金 石油化工 医药等行业 目前 在化工方面 硫酸主要用于化肥生产 其消费量约占总消费量的 70 左右 因此 化肥工业的发展直 接影响硫酸行业的发展 硫酸的工业生产 基本上有两种 即亚硝基法和接触法 亚硝基法中又可分为铅室法和塔式法 由于亚硝法存在诸多不足 已被接触法所取代 接触法硫酸生产的原料有多种 生产路线有硫璜制酸 烟气制酸 硫铁矿制酸和石膏制酸等 我国硫酸生产多年来一直是以硫铁矿为主要原料 而国外基本 上是以硫磺为生产原料的 硫磺制酸与硫铁矿制酸相比 在环境保护 生产成本以及生产操作等诸多 方面存在着一定的优势 本项目采用以硫铁矿为原料的接触法硫酸生产工艺 它的主要工序包括 1 硫铁矿的焙烧 2 炉气的净化 3 气体的干燥 4 二氧化硫的转化 5 三氧化硫的吸收 6 尾气的处理 在工业实际生产中 还需要其它的辅助工序 含硫原料运进工厂后需贮存 要焙烧前需对原料加 工处理 以达到一定要求 焙烧最初得到的二氧化硫气体中含有矿尘和气体杂质等 为避免堵塞管道 设备和引起催化剂中毒 以及要求要转化前对二氧化硫原料气进行净化和干燥处理 成品酸要出厂前 需要计量贮存 应设有成品酸贮存和计量装置 另外 在生产中排出的有害废水 废气 废渣等 需 要处理后才能排放 因而还需相应的处理装置 总之 除以上三个工序外 再加上原料的贮存和加工 二氧化硫原料气的净化和干燥 成品酸的贮存与计量 三废处理等工序才构成一个硫酸生产的完整系 统 水分在炉气中以气态存在 应采用吸收方式进行清除 吸收时气 液相间属于气膜扩散控制 工业 上常采用填料塔对炉气进行干燥 浓硫酸具有强烈的吸水性 常用于气体干燥 炉气的干燥就是将气 体与浓硫酸接触来实现的 炉气经过干燥塔后一般含水量1 时 形成发烟硫酸 n 1 时 形成无水 硫酸 n 1 时 则为含水硫酸 即硫酸和水的溶液 要求生产发烟硫酸时 可采用两端吸收流程 转 化气一次通过发烟硫酸吸收塔和浓硫酸吸收塔 分别为发烟硫酸和 98 3 硫酸吸收 SO3气体后 气相 中的 SO3含量可降至 0 1 0 01 然后由浓硫酸吸收塔出口引至尾气处理部分 或直接经过捕沫后放 空 现今三氧化硫吸收技术的发展主要表现在填料性能的改进 布酸设备的改进和冷却器设计材料的 改进 1 3 3 尾气的处理 硫酸厂尾气中的有害物 主要是 SO2 约 0 2 0 5 少量的 SO3和酸雾 因此 减少尾气中 的有害物的排放 主要应该是提高 SO2的转化率及 SO3的吸收率 提高 SO2的最终转化率 使之达到 99 75 就符合目前的排放标准 采用两转两吸流程时 在正常的条件下 是可以达到的 故在新建 的硫酸厂中 这种流程以得到广泛的采用 但是 在早期建成的硫酸装置中 绝大多数为一转一吸流 程 对尾气及含低浓度 SO2气体的处理方法甚多 且各具特色 主要有 1 氨法 用氨水或铵盐溶液吸收形成亚硫酸铵 亚硫酸氢铵吸收液 连续引出部分吸收液进行处理 随着 处理方法的不同 所获得的产品异不同 其中应用最广的是氨 碱法 2 碱法 用各种碱液吸收尾气中的 SO2 可以免除氨法中氨的损失和雾沫 常用的碱吸收液有碳酸钠溶液 氢氧化镁溶液及石灰乳等 其共同的优点是 脱除率高 工艺简单 其中 石灰乳吸收法的突出优点 是石灰来源方便 价格低廉 投资和操作费用较低 3 金属氧化物法 金属氧化物所形成的碱性溶液 亦可作为 SO2的吸收剂 主要有碱性硫酸铝 石膏法 氧化锌溶 液吸收法 氧化锰法等 4 活性炭法 活性炭通常具有较大的内表面积 是一种良好的吸收剂 当尾气中的 SO2在一定条件下通过活性 炭层时 被活性炭表面吸附 在 100 以下主要为物理吸附 提高温度后 从物理吸附转向化学吸附 在活性炭表面 吸附态的 SO2和吸附态的氧作用 形成吸附态 SO3 有水存在时 便形成硫酸 5 控制 SO2排放的其他方法 这类方法主要有稀释法 CIL 法 调节供气法等 2 工艺流程的确定 2 1 工艺流程选择 本次设计的是年产 8 万吨硫酸车间干吸工段的工艺设计 采用的是接触法制硫酸两转两吸的工艺 流程 2 2 工艺设计原理 年产 8 万吨硫酸干吸工段工艺设计采用的生产方法是接触法制硫酸 接触法制硫酸的工艺流程可 分为二氧化硫气体的制取 炉气净化 二氧化硫气体的转化 三氧化硫的吸收以及尾气的处理五个部 分 工艺流程如图 2 1 所示 图 2 1 接触法制硫酸工艺流程图 2 3 两转两吸的工艺流程 本次硫酸干吸工段的工艺设计我们采用两转两吸的工艺流程 其流程示意图如图 2 2 所示 两次转化两次吸收工艺将整个转化和吸收过程分别分两次进行 可用较少的催化剂获得很高的最 终转化率 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 SO3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 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 图 2 2 两转两吸工艺流程图 3 干燥塔工艺计算 3 1 选择计算数据 3 1 1 原料气 1 进塔 温度 T1 36 表压 P 300mmH2O 2 出塔 温度 T2 55 3 1 2 干燥硫酸 1 进塔 温度 t1 40 质量浓度 c1 95 2 出塔 质量浓度 c2 94 4 H2SO4 1800kg m3 干气 1 13 kg m3 3 1 3 热量衡算 以 0 为计算基准 3 2 物料衡算 3 2 1 原料气的流量 本设计生产能力为年产 8 万吨 98 的硫酸 按年开车 300 天计算 可知硫酸车间每小时硫酸 的生产量为 qn v 8 103 104 98 300 24 98 111 111 kmol h 由二氧化硫生成硫酸得 每小时消耗二氧化硫为 已知 SO2转化率为 99 SO3吸收率为 99 qn vso2 qn v 99 99 111 111 99 99 113 367kmol h 由干气中二氧化硫的组成可得干气量为 qn v 干气 qn v1 9 113 367kmol h 9 1259 663 kmol h 3 2 2 原料气的压强 当 T1 36 时 查 硫酸工艺设计手册 物化数据篇 P22 饱和水蒸气的蒸汽压表可知 水的饱和蒸 汽压 P 水 5 941KPa 算得原料气进塔绝压为 P 101 325 300 9 81 1000 98 382KPa 3 2 3 水蒸气含量 1 水蒸气的含量 y P P 5 941 98 385 0 061 2 干气的分压 P干 P P 水 98 385 5 941 92 441 KPa 3 进料气中水的量 qn L 水 qn v 干气 P 水 P干 1259 663 5 941 92 441 80 954kmol h 3 2 4 进塔湿气组成 1 SO2的组成 y SO2 P干 9 P 92 441 9 98 382 8 46 2 SO3的组成 ySO3 P干 0 3 P 92 441 0 3 98 382 0 28 3 O2的组成 y O2 P干 11 P 92 441 11 98 382 10 34 4 N2的组成 y N2 P干 79 P 92 441 79 98 382 74 29 5 Ar 的组成 yAr P干 0 7 P 92 441 0 7 98 382 0 67 原料气湿基组成如表 3 1 所示 表 3 1 原料气湿基组成 组成SO2 SO3 O2N2 ArH2O 总计 V 湿基 8 460 2810 3474 230 676 04100 3 2 5 气体总量计算 1 干燥塔出口气体含水量 干气流量 qn v 干气 1259 663 kmol h 进口湿气量 qn v1 qn v 干气 qn L1 水 1259 663 80 954 1340 617kmol h 吸收的水分量 以出口含水量 0 1g m3 计算 由于塔内压降较小可忽略 塔的操作压力为 98 382Kpa 在低压状态下 气体可近似看做理想气体 则有理想气体状态方程 PV nRT 3 815 34931 382 98 15 27355 314 8 663 1259 m P nRT V 出口气中含水量为 hkmolkgq Ln 194 0 493 3815 34931101 0 3 2 水 2 出口湿气量 qn v2 qn L 水 80 954 0 194 80 760kmol h qn v2 qn v1 qn L 水 1340 617 80 760 1259 857kmol h 3 2 6 干燥硫酸用量计算 已知进口酸浓度 c1 95 则其物质的量浓度 73 77 18 05 0 98 95 0 98 95 0 1 x 已知进口酸浓度 c2 94 4 则其物质的量浓度 59 75 18 056 0 98 944 0 98 944 0 2 x 由物料守恒计算进口酸 qn L1和出口酸 qn L2 2 Ln L1n 1 L1n q q qxx qn L1 77 73 qn L1 80 760 75 59 计算得 qn L1 2810 926kmol h qn L1 qn L1 qn L 水 2810 926 80 760 2891 686kmol h 3 2 7 物料平衡表 表 3 2 干燥塔物料平衡表 入料kmol hkg hm3 h出料kmol hkg hm3 h 原料气 qn v 干气1259 66337577 00731935 259 干燥气1259 66337577 00733897 963 水汽 qn L1 水80 9541457 1722051 741水汽 qn L2 水0 1943 4925 221 进口湿气量1340 61739034 17933987出口湿气量1259 85737580 49933903 184 进口酸量2810 926 225385 667125 214出口酸量2891 686226910 601126 061 3 3 干燥塔的热量衡算 3 3 1 入塔处干气带入热 Q1 低压时 真实气体可近似为理想气体 此时 Cp m Cp m1 Cp m 有如下计算式 Cp m a bT2 CT3 查 化学工程手册 P1 31 表 3 1 各组分 a b c 的值由下表 表 3 3 不同组分的 a b c 的值 组分ab 103c 106温度范围 K SO229 05841 88 15 874300 1500 对稀薄气体 298 15 3000K 范围内 Cp 约为 20 79 kJ kmol K 由于进料气温度 T1 36 T1 36 273 15 309 15K 由此可计算出在 309 15K 下各组分的比热容 Cp m 如下表 3 4 所示 表 3 4 进口气各组分比热容 组成SO2 SO3 O2N2 Ar 干基 90 311790 7 Cp m kJ kmol K 40 4952 7929 2928 7920 79 入塔干气平均热容 Cp m1 40 49 9 52 79 0 3 29 29 11 28 79 79 20 79 0 7 100 29 91 KJ kmol K 入塔干气带入热 Q1 qn v 干气Cp m 1 T1 1259 663 29 91 36 1356354 732kJ h 3 3 2 入塔处水气带入热 Q2 查 化工原理 附录八有如下温度下的焓值 表 3 5 不同温度水蒸气的焓 当 T1 36 时 由内插法得此时蒸汽的焓 H1 2560 875kJ kg 入塔处水气带入热 Q2 qn L1 水 H1 M水 80 954 2560 875 18 3731635 346 kJ h 3 3 3 水的冷凝热 Q3 查 化工工艺设计手册上册 P2 819 表 21 64 内插得 36 时水的气化潜热为 2436 718kJ kg 水的冷凝热 hkJMrQ 222 35422081876 80718 2436q Ln 3 水 3 3 4 入塔酸带入热 Q4 查 硫酸工艺设计手册 物化数据篇 P37 知 40 时 95 的硫酸的 Cp m 为 1 51kJ kg K 1 95 的硫酸平均摩尔质量为 M1 95 98 95 98 5 18 98 5 18 95 98 5 18 18 80 182g mol 故入塔酸带入热为 Q4 qn L1 Cp m M1 t1 2852 639 1 524 80 182 40 13943399 110KJ h 3 3 5 95 酸稀释热 Q5 查 硫酸工艺设计手册 物化数据篇 P46 可知 硫酸的稀释热的计算有如下的计算方式 3 1868 4 7983 1 17860 n n Q 1 式中 稀释热 kJ kmol H2SO4 Q n 溶液中水分子与硫酸分子之比 对于浓度为 C1的硫酸 当稀释到浓度为 C2时 放出的热量按下式计算 SO329 63683 920 29 186298 1500 O225 59413 251 4 205273 1500 N227 0165 812 0 289300 1500 温度 焓 kJ kg 35 62560 1 38 82566 3 3 2 1868 4 7983 1 1 17860 1 7983 1 2 17860 2 1 2 n n n n QQ 式中 每 mol H2SO4放出的热量 kJ kmol 12 QQ 浓度分别为 C2 C1时每 mol H2SO4所含水的摩尔数 12 nn 95 H2SO4 94 4 H2SO4 287 0 98 95 18 5 1 n 323 0 98 4 94 18 6 5 2 n 42 5 677 11071868 4 7983 1 287 0 17860287 0 7983 1 323 0 17860323 0 SOkmolHkJQ hkJ 568 2456114 73 77639 2852677 1107 3 3 6 出塔处干气带出热 Q6 出塔气温度 T2 55 T2 55 273 15 328 15K 由表 3 6 中数据计算得到在此温度下各组分的比热 容如下表所示 表 3 6 出口气各组分比热容 组成SO2 SO3 O2N2 Ar 干基 90 311790 7 Cp m KJ kmol K 40 9356 3229 4429 4520 79 出塔干气平均热容 Cp m2 40 93 9 56 32 0 3 29 44 11 28 45 79 20 79 0 7 100 30 07kJ kmol Q6 qn v 干气Cp m2 T2 1259 663 30 07 55 2083570 778kJ h 3 3 7 出塔处水气带出热 Q7 查 化工原理 附录八有如下温度下的焓值 表 3 7 不同温度水蒸气的焓 当 T2 55 时 由内插法得此时蒸汽的焓 H2 2596 818kJ kg 出塔处水气带出热 Q7 qn L2 H2 M水 0 194 2596 818 18 9068 088kJ h 3 3 8 出塔酸带出热 Q 出和酸温 t2 进口热量总量 Q入 Q入 Q1 Q2 Q3 Q4 Q5 1356354 732 3731635 346 13943399 110 2456114 568222 3542208 25029711 98 kJ h 设塔内热量损失为 8 Q Q入 8 25029711 98 kJ h 8 1752079 839 kJ h Q出 Q入 Q Q6 Q7 25029711 98 1752079 839 2083570 778 9068 088 20934696 116kJ h 94 4 的硫酸的平均摩尔质量 M2 94 4 98 94 4 98 5 6 18 98 5 6 18 94 4 98 5 6 18 18 78 74g mol 出塔酸的热焓 kgkJ LM Q I 26 92 74 78686 2891 1620934696 1 22 出 温度 焓 kJ kg 53 52594 0 60 12606 4 表 3 8 硫酸的热含量表 热含量 kJ kg 硫酸浓度 质量 40 60 80 9263 296 3130 2 9362 495129 9858 289 2121 9957 487 9118 9 注 摘自 硫酸工艺设计手册 物化数据篇 P41 查表 3 8 通过内插法得 94 4 H2SO4 I 92 26 kJ kg 时的温度为 t 50 34 t 50 34 40 10 34 15 符合设计要求 3 3 9 干燥塔热量衡算表 表 3 9 干燥塔热量衡算表 项目进口热 kJ h项目出口热 kJ h 入塔干气带入热 Q11356354 732炉气带出热 Q62083570 778 入塔水汽带入热 Q23731635 346出塔水汽带入热 Q79068 088 水的冷凝热 Q33542208 222出塔酸带出热 Q出20934696 12 入塔酸带入热 Q413943399 11热损失 Q1752079 839 95 硫酸稀释热 Q52456114 568 入塔总热量 23027335 02出塔总热量 23027335 02 4 填料塔工艺计算填料塔工艺计算 4 1 填料的选择与堆积方式 填料的种类繁多 干燥塔常用的填料有拉西瓷环 螺旋瓷环 瓷矩鞍 瓷异鞍 阶梯环等 鞍型瓷 填料 传质效率高 压降小 破损率小 制造容易 装填不好时 产生的偏流不像拉西环那样严重 本干燥塔填料选用瓷矩鞍环 且堆积方式采用堆放 为保证液体均匀分布在塔底部设 1 层整堆 38m m 拉西环填充高度为 300mm 顶部设一层整堆 38mm 瓷矩鞍环填充高度以保证填充至分酸槽堰口下缘 大约 400mm 以减少气体带酸沫 其特性数据见表 4 1 表 4 1 瓷矩鞍的特性数据 外径 高 厚 mm 堆积个数 n 个 m3 堆积密度 kg m3 比表面积 m2 m3 孔隙率 m3 m3 干填料因子 a 3m 1 压降填料因子 泛点填料因子 80 42 68243470105 40 791212 9160226 注 摘自 硫酸工艺设计手册 工艺计算篇 P252 表 4 5 21 4 2 填料塔的工艺计算 4 2 1 液泛速度 出塔气体流量 G2 37580 499kg h 入塔酸流量 L1 225385 667 kg h H2SO4 1800kg m3 干气 1 13 kg m3 40 时 硫酸的粘度为 L 12 35mPa s 水的密度为 992 2 kg m3 15 0 1800 13 1 499 37580 667 225385 5 0 5 0 2 1 L G G L 查埃克通用关联图 4 1 得 图 4 1 埃克通用关联图 查图 4 1 可得纵坐标 参考 化工原理 下册 P68 73 参考 硫酸工艺设计手册 工艺计算篇 P237 245 12 0 2 0 2 L L G g 液体校正系数 水 H2SO4 992 2 1800 0 551 令 013 0 35 12 1800 13 1 1800 2 992 81 9 226 2 02 0 L L G g B 2 B 0 12 C 0 12 0 013 0 5 3 04m s 出于安全考虑 操作气速比液泛气速小 一般为液泛气速的 50 60 空塔气速 C 50 3 04 50 1 52m s 4 2 2 塔径的计算 平均气体流量 smV 438 9 382 98 3 101 15 273 2 5536 15 273 36002 797 28220821 30029 3 则塔径 D mD88 2 52 1 785 0 438 9 按塔径标准圆整为 3m 则实际操作速度 sm 34 1 塔横截面积为 2 2 07 7 2 3 14 3 mS 4 2 3 填料面积 F 4 PK G F 1 式中 G 需吸收的水量 kg h K 干燥速度系数 kg m2 h kPa 干燥推动力 kPa P 1 干燥水量 hkgG 172 145718954 8018q Ln 2 干燥速度系数 8 0 AK 查 化工原理 下册 P76 表 8 9 可知瓷矩鞍填料 A 0 176 pahmkgAK 28 08 0 222 0 34 1 176 0 3 干燥推动力 P 塔内操作压力为 98 382KPa 入塔气体水蒸气分压 KpaatmP938 5 0586 0 954 80663 1259 954 80 3 101 382 98 1 出塔气体水蒸气分压 KpaatmP015 0 0001495 0 194 0 663 1259 194 0 3 101 382 98 2 Kpa P P PP P99 0 015 0 924 5 ln 015 0 924 5 ln 2 1 21 将以上计算结果代入式 4 1 得 填料面积 2 386 4898 34 1 222 0 172 1457 mF 4 2 4 填料高度 H填 选用尺寸为 50mm 的瓷质矩鞍形填料为干燥层 4 2 2 785 0 D F H 填 式中 F 填料面积 m2 填料的比表面积 m2 m3 D 塔径 m 由式 4 2 得 mH6 6 3785 0 6 105 386 4898 2 填 考虑到生产波动因素 填料高度选为 7m 4 2 5 压力降 P 024 0 35 12 1800 13 1 1800 36 993 81 9 16034 1 2 0 2 2 0 2 L L G g 15 0 1800 13 1 499 37580 667 225385 5 0 5 0 2 1 L G G L 查图 4 1 埃克脱通用关联图得 填料层压力降为 mpampazP 58 176 81 9 18 填料 paP428 11656 656 176 4 2 6 填料层持酸量 持酸量 硫酸液膜厚度 填料面积 润湿率 107 0 4 105 308 11 L L 查 硫酸工艺设计手册 工艺计算篇 P246 图 4 5 5 润湿率与液膜厚度的关系得 水的液膜厚度为 0 07cm 校正系数 114 0 1035 12 8 1 022 0 022 0 33 0 3 33 0 L L 则硫酸的液膜厚度经校正后为 0 07 0 114 0 614cm 则填料层持酸量 32 091 42280 685510614 0 m 4 3 干燥塔的总高度 在填料层高度确定后 其它部位的高度均根据装配和工作空间高度来决定 下气室 包括进气 出酸管 高度 2m 球拱 或砖拱 高度 0 4m 填料层高度 7 7m 填料支承栅板 0 2m 分酸管 槽 高度 0 6m 丝网除沫层与空间高度 3 66m 封头 1 2m 全塔总高度 H 14 44m 5 塔附件的设计塔附件的设计 5 1 接管的计算与选择 5 1 1 塔底进气管 本设计采用折管进气 进气气速选为 25m s 管径计算如下 塔底进气管径 G u q D VV 1 4 smqVV 44 9 3600 33987 3 1 mmD694 2514 3 44 9 查得进气管的参数如表 5 1 所示 表 5 1 塔底进气管参数 公称直径 mm外径 mm壁厚 mm单位长度理论质量 kg m 70071110189 89 注 摘自 HG T 20553 2011 化工配管无缝及焊接尺寸选用系列 5 1 2 塔顶出气管 本设计中塔顶出气采用的是弯管 出气气速选为 25m s 管径计算如下 塔底进气管径 G u q D VV 2 4 smqVV 418 9 3600 183 33903 3 2 mmD695 2514 3 418 9 查得进料管的参数如下 表 5 2 塔顶出气管参数 公称直径 mm外径 mm壁厚 mm单位长度理论质量 kg m 70071110189 89 注 摘自 HG T 20553 2011 化工配管无缝及焊接尺寸选用系列 5 1 3 塔顶进酸管 本设计采用直管进酸管 进酸流速选为 1 6m s 管径计算如下 塔顶进酸管径 L u q D Ln 1 4 smqLn 0353 0 3600 127 3 1 mmD167 6 114 3 0353 0 查得进酸管的参数如下表 5 3 所示 表 5 3 塔顶进酸管参数 11sd 22sd abc1H2H 参考 化工设备设计全书塔设备 P334 346 219 6 273 8 25 210 95 150 200 注 摘自 化工设备设计全书 塔设备 P334 表 8 28 5 1 4 塔底出酸管 本设计采用直管进酸管 进酸流速选为 1 6m s 管径计算如下 塔底出酸管径 L u q D Ln 2 4 smqLn 035 0 3600 06 126 3 2 mmD167 6 114 3 035 0 查得出酸管的参数如表 5 4 所示 表 5 4 塔底出酸管参数 11sd 22sd abc1H2H 219 6 273 8 25 210 95 150 200 注 摘自 化工设备设计全书 塔设备 P334 表 8 28 5 2 除沫器 5 2 1 丝网直径的确定 本设计采用上装式高效丝网除沫器 丝网作为过滤层除沫 其效率较高 大于 5 m 的液滴除去的 效率大于 98 丝网除沫器是依靠丝网垫起除雾作用 丝网由单根丝编织而成 对于小型的丝网垫是 将织成的网筒折扁卷成饼状 上下用框架夹紧水平放置 雾沫随气流冲击网垫时被阻留在丝网上 并 聚后借重力作用下降滴落 其具有比表面积大 质量轻 空隙大及使用方便等优点 图 5 1 上装式丝网除沫器 丝网除沫器的液泛气速 G GL f Ku 已知 L 1800kg m3 G 1 13kg m3 对于 HP 型丝网除沫器 K 0 233 smKu V VL f 3 9 13 1 13 1 1800 233 0 丝网除沫器的操作气速 取fGuu 8 0 5 0 smuufG 44 7 3 98 08 0 丝网除沫器直径 mD28 1 44 714 3 444 34 5 2 2 丝网除沫器在塔内的安装位置 由于除沫器中气速比塔的气速高 除沫器直径比塔径小 一般将除沫器置于干燥塔顶部 除沫器 参考 化工工艺设计手册 P5 325 P5 330 内装有两层金属丝网垫 见图 5 2 图 5 2 丝网除沫器安装示意图 本设计上层为疏网 厚度 150mm 采用标准型钢丝 钢丝尺寸 圆丝 0 23mm 下层为密网 厚 度 100mm 采用高效型丝网 钢丝尺寸 圆丝 0 19mm 网块选用 0Cr19Ni11 格栅选用 0Cr18Ni9 安装时两层之间留有检修距离 500mm 上层上部空间 500mm 气体由除沫器下部进入 通过两层丝网 除去雾沫后 从塔顶排出 丝网除沫器的主要参数如下 表 5 5 上装式丝网除沫器主要尺寸 主要结构尺寸 mm 公称直径 mm HH1D 质量 kg 1300100228122064 8 注 摘自 化工工艺设计手册 第三版 下册 P5 328 表 35 94 5 3 筒体 干燥塔塔体由碳钢外壳内衬耐酸瓷砖制成 耐酸瓷砖除防腐外还能起到对钢壳体加强的作用 本 次设计干燥塔时 塔筒体内衬 1 层耐酸砖 砖衬里层与金属壳体之间用耐酸石棉板隔离 这层板除了 消除某些部位不均匀位移 包 括温差引起膨胀 还可防止酸侵蚀壳体 筒体厚度 0 001D 0 4 0 7cm 故壁厚选 7mm 所用材质为 Q235 A 5 4 酸分布装置 分酸装置采用槽式挂管分酸器 见图 5 3 本设计采用分酸槽梯形堰口上宽 46 m m 下宽 15mm 高 65 mm 的分酸器 稳定气体和酸在整个塔截面上均匀分布 为保证有足够的酸量充分润湿塔内整 个填料层 因此 安装时必须保证分酸槽槽体倾斜度 2 5 l 000 挂管口面与槽体贴紧 加工面 保证全部 酸都经过分酸钩均匀地进入填料层 槽的堰口高低要相同 图 5 3 槽式挂管分酸器 5 5 填料支承装置 本设计采用瓷球拱支承结构 大开孔率瓷球拱的开孔面积可达 60 流体阻力小 球拱具有自支 承的特点 结构可靠 没有坍塌的危险 塔底衬砌层不受压力 可以防止塔底漏酸 延长塔的使用寿 命 气体分布均匀 可以提高填料效率 塔底空间大 便于塔底内部清理 5 6 人孔 人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道 人孔的设置应便于检修 对于直径大于 800mm 的填 料塔 人孔可设在每段填料的上 下方 同时兼作填料装卸孔用 且装有填料的塔 应设填料挡板 人孔伸入塔内部应与塔内壁修平 其边缘需倒棱和磨圆 人孔法兰的密封面形及垫片用材 一般与塔 的接管法兰相同 本设计的塔径为 3000mm 可取人孔直径为 450mm 5 7 封头 封头按其形状可分为凸形封头 锥形封头和平板封头 本设计选用折边锥形封头 折边锥形封头具 有降低转角处的应力集中的优点 封头壁厚选 6mm 高度为 1 2m 所用材质为 16MnR 6 附属设备的选型与设计附属设备的选型与设计 6 1 酸冷却器的选择 铸铁排管酸冷却器具有结构简单 操作方便 价格低廉等优点 其管径大小有 80 100 150mm 等 管径 长度 排组数等根据冷却酸量和热负荷来确定 热负荷hkJQ 69912971120934696 进口酸温 40 出口酸温 50 34 进口水温 25 出口水温 35 1 冷却水用量 G 6 1 水 tC Q G 式中 Q 热负荷 kJ h C 水的比热容 kJ kg K 水温差 水 t 由式 6 1 得 hkgG 260 166984 25351868 4 6991297 2 冷却排管的排列 进口酸量 sm 0348 0 hm214 125 1800 669 225385 33 拟采用 壁厚 管长 L 2m 的铸铁管 150 mm12 假设 每排 6 层 每层 6 根管 则 直管总长 每排有弯头 5 个 每个相当直管长度为 m72662 直 L 180 mmD788802 2 1 每排管总长m94 75788 0 572 总 L 每排换热面积为 2 m 6 3894 75162 0 14 3 总 DL 假设干燥塔冷却器共排 18 总换热面积 2 8 69418 6 38mF 酸在排管内流速 合格 可以采用 sm 22 0 915 0 78 0 0348 0 2 3 冷却面积 F 6 2 tK Q F 式中 Q 热负荷 kJ h K 传热系数 kJ m2 s K 平均温差 t 平均温差t 酸侧 50 34 40 34 252534 50 H t 水侧 25 35 53540 K t 平均温差 6 3 K H KH t t tt t ln 由式 7 3 得 平均温差 537 12 t 传热系数 K 17 45 2 34 5040 t 酸 在此温度下的物性数据 密度 33 108286 1 mkg 粘度 1035 12 3 smkg 导热系数 103128 0 3 KsmkJ 比热容 524 1 KkgkJCp kJ m2 s K 6 4 2211 1111 1 RR K 管 式中 管内 外的传热分系数 kJ m2 s K 21 管内 外的污垢系数 kJ m2 s K 1 取 21 RR 1000 1 R2000 2 R 管壁厚度 m 忽略不计 管的导热系数 kJ m2 s K 管 kJ m2 s K 6 5 4 08 0 1 PrRe023 0 B d kJ m2 s K 6 6 4 0 6 0 2 2 52 46 L G dH 上两式中 硫酸导热系数 kJ m s K 管的内外直径 m HB dd Re 雷诺系数 Pr 普兰特常数 G 冷却水量 kg h L 管的长度 m 6 7 udB Re 6 8 p C Pr 上两式中 硫酸密度 kg m3 管内直径 m B d u 酸在排管内流速 m s 硫酸的粘度 Pa s Cp 硫酸的热容量 kJ kg K 硫酸导热系数 kJ m s K 由式 6 7 和式 6 8 得 4104 1035 12 22 0 10122150108286 1 Re 3 33 17 60 103128 0 524 1 1034 812 Pr 3 3 将以上计算结果代入式 6 5 和式 6 6 得 kJ m2 s K 229 0 17 604104 10122150 103128 0 023 0 4 08 0 3 3 1 kJ m2 s K 519 8705 22 84 111322 15 0 52 46 4 0 6 0 2 将的计算结果代入式 6 4 得 21 kJ m2 s K 229 0 519 8705 1 2000 1 1000 1 229 0 1 1 K 将 K 0 229 kJ m2 s K 代入式 6 2 得 冷却面积 2 435 676 3600537 12229 0 6991297 mF 其中 冷却面积 676 435m2 冷却排管总换热面积 694 8m2 故此装置合格 6 2 鼓风机的选择 6 2 1 塔顶出口气鼓风机 在干燥工段 鼓风机是将干燥塔出来的气体送到吸收塔 已知出塔顶出气量为 qn v2 33903 184m3 h 565 053m3 min 该风量下选择风机的参数如表 6 1 所示 表 6 1 单吸入离心式鼓风机 型号介质 操作流量 m3 min 进口压力 kPa 温度 主轴转速 r min 轴功率 kW 电动机型 号 配电机功 率 kW D700 13二氧化硫70096 3502975370JK134 2440 注 摘自 硫酸工艺设计手册 工艺计算篇 P303 6 2 2 塔底进口气鼓风机 在干燥工段 鼓风机是将上一工段来的原料气体送到干燥塔 已知出塔底进气量为 qn v1 33987m3 h 566 45m3 min 该风量下选择风机的参数如表 6 2 所示 表 6 2 单吸入离心式鼓风机 型号介质 操作流量 m3 min 进口压力 kPa 温度 主轴转速 r min 轴功率 kW 电动机型 号 配电机功 率 kW D700 13二氧化硫70096 3502975370JK134 2 440 注 摘自 硫酸工艺设计手册 工艺计算篇 P303 6 3 酸泵 选用 FY 型液下泵 其具有不占地 安装和维修简便 不会泄露液体到工作场地等特点 选用液 下泵 除根据所需扬程 扬程的大小外 还需着重注意输送硫酸的浓度 温度和杂质的含量来选择 计算得酸的流量为 125 21 m3 h 其基本参数如表 6 3 所示 表 6 3 FY 型液下泵基本参数 型号流量 m3 h扬程 m转速 r mim效率 电机所需功率 Kw 150FY 35A173 528 814808040 注 摘自 硫酸工艺设计手册 工艺设计篇 P263 表 4 5 33 7 主要设备设计结果汇总主要设备设计结果汇总 7 1 干燥塔设计结果 干燥塔计算结果如表 7 1 所示 表 7 1 填料塔主要计算结果 项目项目 进塔气温 36 推动力 kPa 0 99 出塔气温 55 填料面积 m2 6630 14 进塔压力 kPa98 382填料高度 m6 6 出塔压力 kPa 98 382 淋洒密度 m3 m2 h 1800 进塔气量 m3 h 33987 压力降 Pa 784 61 出塔气量 m3 h 33903 184 填料层持酸量 m3 40 709 平均气体流量 m3 s 33945 092 塔高 m 14 44 空塔速度 m s1 34填料类型 50mm 瓷质 矩鞍型填料 塔径 m 3 排列形式堆放 速度系数 kg m2 h kPa 0 222 7 2 酸冷却器设计结果 酸冷却器计算结果如表 7 2 所示 表 7 2 冷却器主要计算结果和结构尺寸 项目项目 进口酸温 50 34冷却器形式铸铁排管 出口酸温 40管径 mm 150 进口水温 35管长 m 2 出口水温 25排数18 热负荷 kJ h 6991297每排层数6 冷却水用量 kJ h 166984 26每层根数6 进口酸量 m3 h 125 21总换热面积 m2 694 8 传热系数 kJ m2 s k 0 229酸在排管内流速 m s 0 22 冷却面积 m2 676 435 7 3 设备一览表 设计中主要设备选型如 7 3 所示 表 7 3 主要设备选型 序号设备位号设备名称型号规格数量材料 1T301干燥塔 144003000 1 台Q235 A 2E301干燥塔酸冷却器F 694 8 m21 台HT100 3C301干燥塔出气风机D700 131 台0Cr18Ni9 4P301干燥塔循环酸泵150FY 35A1 台A3 8 设计体会设计体会 课程设计是培养学生综合运用所学知识 发现 提出 分析和解决实际问题 锻炼实践能力的重要环 节 也是对学生实际工作能力的具体训练和考察过程 随着科学技术发展的日新日异 硫酸生产工艺 已也在不断的发展 在化工生产中可以说得是无处不在 对于化工专业的学生对硫酸生产过程作一定 的了解很有必要 经历了三个星期的努力 我终于顺利完成了此次的专业课程设计 看着自己的设计成果 再回想起 这三个星期的辛苦与努力 我明白了成功是多么的来之不易 同时也感到无比自豪 这次的设计过程 有太多辛酸和幸福的回忆 我相信 它对我以后的人生一定受益匪浅 我的设计题目是年产 8 万吨硫酸车间干吸工段的工艺设计 采用接触法制硫酸的工艺流程和两转 两吸的生产工艺 主要包括工艺过程计算 主要设备工艺计算及选型等 在刚拿到设计任务书时 我 一头雾水 不知道从何入手 在图书馆及网上查阅了很多资料后 以及在同学的热心帮助下 我们开 始一起慢慢地摸索 寻找切入点 起初对于计算部分毫无头绪 我们便一起研究了干吸工段的工艺流 程 在我们对整个设计流程有了一个大致的了解之后 我们便着手开始进行工艺计算 通过物料恒算 和热量恒算 我们逐步完成干吸工段中对干燥塔 中间吸收塔及最终吸收塔的工艺计算 而这个计算 过程进展的并不顺利 例如有时候我们没有弄清楚公式的使用范围而盲目套用 导致最后要从头算起 这个过程浪费的时间较多 同时 由于计算中涉及的数据过多 每一次出现错误再重新计算都令人非 常头疼 此外 许多物性参数需要借助物性手册使用内插法求出相关条件下的数据 由于涉及到的数 据较多 使得这个任务显得非常繁琐 同时 在设计过程中 我们也要考虑到实际的生产实践对计算 结果进行相应的调整 在进行完工艺计算之后的大工程就是画图 由于目前对于 CAD 还不是很熟所以选择了手工绘图 对以前知识的掌握程度及细心细致的态度是完成图纸任务的基础 之前工艺计算期间走了很多弯路 导致绘图时间较紧张 因此 我们利用中午和晚上的时间加班绘图 绘图过程中也遇到了很多困难 在同学及老师的帮助下 我们都不折不扣的完成了硫酸干吸工段的带控制点的工艺流程图及干燥塔的 装配图 炎炎夏日里 指导老师每天都陪我们一起进行课程设计 为我们解决困难 终于我们都顺利完成 了这项艰巨的任务 虽然设计中遇到了很多问题 但在各位老师的辛勤指导下 终于游逆而解 通过 这段时间的课程设计 忙碌中有收获 辛苦中有成就 我了解了学好基础知识的重要性 我明白了知 识不是死板硬套 而是有理可循 有数可依的 我相信 这次课程设计探索的过程 一定会对我以后 工作中有很大帮助 符号说明符号说明 英文字母 T 温度 c 质量分数 qn v 气体的摩尔流率 kmol h qn L 液体的摩尔流率 kmol h qv v 气体的体积流率 m3 h G 气体的质量流量 kg h L 酸的质量流率 kg h P 压力 kPa 密度 kg m3 x H2SO4的摩尔分数 y 组分在气相中的摩尔分数 V 气体体积 m3 稀释热 kJ kmol H2SO4 Q Q 热负荷 kJ h r 气化潜热 kJ kg n 溶液中水分子与硫酸分子之比 H 物质的焓 kJ kg 塔高 m M 摩尔质量 g mol Cp m 摩尔热容 kJ kmol I 热含量 kJ kg a 填料的有效比表面积 m2 m3 泛点填料因子 a 3 干填料因子 m 1 D 塔径 m S 塔横截面积 m2 K 干燥速度系数 kg m2 h kPa 干燥推动力 kPaP 压力降 kPa F 填料面积 m2 冷却面积 m2 L 酸的质量流率 kg h H填 填料高度 m Re 雷诺系数 Pr 普兰特常数 u 流速 m s R 管的污垢系数 kJ m2 s K 1 d 管的直径 mm 希腊字母 压降填料因子 孔隙率 m3 m3 液体校正系数 操作气速 m s 导热系数 kJ m s K 粘度 Pa s 传热分系数 kJ m2 s K 管壁厚度 m 筒体厚度 mm 下标 1 进气 2 出气 平衡态 V 气相的 L 液相的 参考文献 1 柴诚敬 化工原理 上册 2 版 M 北京 高等教育出版社 2010 2 柴诚敬 化工原理 下册 2 版 M 北京 化学工业出版社 2010 3 任晓光 化工原理课程设计指导 M 北京 化学工业出版社 2009 4 南京化学工业 集团 公司设计院 硫酸工艺设计手册 南京 化工部硫酸工业信息站出版社 1994 5 沙业注 孔仲坡 硫酸工艺设计手册 南京 化工部硫酸工业科技情报中心出版社 1990 6 汤桂华 化肥工学丛书 硫酸 M 北京 化学工业出版社 1999 7 柴诚敬 王军 张缨 化工原理课程设计 M 天津 天津科学技术出版社 2006 8 时钧 汪家鼎 余国琮 陈敏恒 化学工程手册 北京 中国石化出版社 1996 9 王存文 制药设备与工艺设计 M 北京 高等教育出版社 2008 10 中国石化集团上海工程有限公司 化工工艺设计手册 下册 北京 化学工业出版社 2003 11 路秀林 王者相 塔设备 M 北京 化学工业出版社 2003 12 陈国恒 化工机械基础 M 北京 化学工业出版社 2006 13 马江权 冷一欣 化工原理课程设计 M 北京 中国石化出版社 2009 14 李绍芬 硫酸工艺学 M 高等教育出版社 1957 15 陈五平 无机化工工艺学 硫酸与硝酸 M 北京 化学工业出版社 1989 16 黄仲九 房鼎业等 化学工艺学 M 北京 高等教育出版社 2011 17 邹兰 阎传智 化工工艺工程设计 M 成都 成都科技大学出版社 1998 袁节膅薂羄肅蒃薁蚃芀荿薀螆肃芅蕿袈芈膁蚈羀肁蒀蚇蚀袄莆蚇螂肀莂蚆羅袂芈蚅蚄膈膄蚄螇羁蒂蚃衿膆莈蚂羁罿芄螁蚁膄膀螁螃羇葿螀袅膃蒅蝿肈羆莁螈螇芁芇莄袀肄膃莄羂艿蒂莃蚂肂莈蒂螄芈芄蒁袆肀膀蒀罿袃薈葿螈聿蒄葿袁羁莀蒈羃膇芆蒇蚃羀膂蒆螅膅蒁薅袇羈莇薄罿膄芃薃虿羆艿薃袁节膅薂羄肅蒃薁蚃芀荿薀螆肃芅蕿袈芈膁蚈羀肁蒀蚇蚀袄莆蚇螂肀莂蚆羅袂芈蚅蚄膈膄蚄螇羁蒂蚃衿膆莈蚂羁罿芄螁蚁膄膀螁螃羇葿螀袅膃蒅蝿肈羆莁螈螇芁芇莄袀肄膃莄羂艿蒂莃蚂肂莈蒂螄芈芄蒁袆肀膀蒀罿袃薈葿螈聿蒄葿袁羁莀蒈羃膇芆蒇蚃羀膂蒆螅膅蒁薅袇羈莇袄芈蒇袇螀芇蕿蚀聿芆艿蒃肅芅蒁螈羁芄薃薁袆芃芃螆螂芃莅蕿肁节蒈螅羇莁薀薈袃莀艿螃蝿荿莂薆膈莈薄袁肄莇蚆蚄羀莇莆袀袆羃蒈蚂螂羂薁袈肀肁芀蚁羆肁莃袆袂肀薅虿袈聿蚇蒂膇肈莇螇肃肇葿薀罿肆薂螆袅肅芁薈螁膅莃螄聿膄蒆薇