年产七万吨硫酸车间干吸工段毕业设计.doc

年产七万吨硫酸车间干吸工段毕业设计年产七万吨硫酸车间干吸工段毕业设计 目目 录录 第 1 章 绪 论 1 1 1 硫酸的性质 1 1 1 1 硫酸的物理性质 1 1 1 2 硫酸的化学性质 1 1 2 硫酸的生产方法 3 1 2 1 硝化法制造硫酸 4 1 2 2 接触法制造硫酸 5 1 3 硫酸生产全工段工艺简介 5 1 3 1 SO2气体的制取与净化 5 1 3 2 SO2气体的转化和吸收 6 1 3 3 尾气的处理 7 1 4 硫酸工业的重要性及其发展 8 1 4 1 硫酸在国民经济中的重要性 8 1 4 2 硫酸工业的发展 10 1 5 本次设计主要研究内容 11 第 2 章 生产工艺 12 2 1 两次吸收法生产硫酸流程图 12 2 2 干燥 一吸及二吸系统流程说明 12 2 3 工艺计算的基础数据 13 2 3 1 干燥塔基础数据 13 2 3 2 两转两吸的吸收塔基础数据 14 第 3 章 工艺计算 15 3 1 原始数据 15 3 1 1 产量 15 3 1 2 炉气成分 15 3 1 3 炉气水分含量 15 3 1 4 进酸浓度 15 3 1 5 转化率及吸收率 15 3 2 干燥塔及其循环槽的工艺计算 15 3 2 1 干燥塔及循环槽的物料衡算 15 3 2 2 干燥塔及其循环槽的热量衡算 17 3 3 吸收塔及其循环槽的物料衡算 21 3 3 1 中间吸收塔物料衡算 21 3 3 2 最终吸收塔物料衡算 22 3 3 3 吸收循环槽物料衡算 24 3 4 吸收塔及其循环槽的热量衡算 24 3 4 1 中间吸收塔热量衡算 24 3 4 2 最终吸收塔热量衡算 26 3 4 3 吸收循环槽热量衡算 27 第 4 章 主要设备的工艺计算 30 4 1 冷却器计算 30 4 1 1 干燥塔冷却器的计算 30 4 1 2 中间吸收塔冷却器的计算 33 4 1 3 最终吸收塔冷却器的计算 34 4 2 填料塔的工艺计算 36 4 2 1 干燥塔的工艺计算 36 4 2 2 中间吸收塔的工艺计算 39 4 2 3 最终吸收塔的工艺计算 41 第 5 章 主要设备设计结果汇总 45 第 6 章 环境保护与治理建议 47 设计小结 48 参考文献 49 致 谢 50 附 录 51 第第 1 1 章章 绪绪 论论 1 11 1 硫酸的硫酸的性质性质 硫酸是基础化学工业中重要的产品之一 硫酸主要用于生产化学肥料 有色金属的 冶炼 合成纤维 涂料 致冷剂 洗涤剂 饲料添加剂和石油的精炼 以及钢铁 医药 和化学工业 1 1 11 1 1 硫酸的物理性质硫酸的物理性质 硫酸 分子式为 H2SO4 相对分子质量 98 08 纯硫酸是一种无色无味油状液体 工 业品因含杂质而呈黄 棕等色 常用的浓硫酸中 H2SO4 的质量分数为 98 3 其密度 液 态 1 831g cm3 物质的量浓度为 18 4mol L 1 凝固点 10 36 沸点 330 0 5 98 3 的硫酸水溶液为恒沸混合物 沸点 339 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 1 21 1 2 硫酸的化学性质硫酸的化学性质 1 脱水性 脱水指浓硫酸脱去非游离态水分子或脱去有机物中氢氧元素的过程 就硫酸而 言 浓硫酸有脱水性且脱水性很强 1 可被脱水的物质 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或脱去非游离态的结晶水 如五水合 硫酸铜 CuSO4 5H2O 2 炭化 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 黑面包反应 在 200mL 烧杯中放入 20g 蔗糖 加入几滴水 水加适量 搅拌均匀 然后再加入 15mL 质量分数为 98 的浓硫酸 迅速搅拌 观察实验现象 可以看到蔗糖 逐渐变黑 体积膨胀 形成疏松多孔的海绵状的炭 还会闻到刺激性气味气体 浓硫酸 如 C12H22O11 浓硫酸 12C 11H2O 2 难挥发性 高沸点 制氯化氢 硝酸等 原理 高沸点酸制低沸点酸 如 用固体氯化钠与浓硫酸 反应制取氯化氢气体 NaCl 固 H SO 浓 NaHSO4 HCl 常温 2NaCl 固 H SO 浓 加热 Na2SO4 2HCl 加热 Na2SO3 H SO Na2SO4 H2O SO2 再如 利用浓盐酸与浓硫酸可以制氯化氢气体 酸性 制化肥 如氮肥 磷肥等 2NH3 H2SO4 NH4 2SO4 Ca3 PO4 2 2H2SO4 2CaSO4 Ca H2PO4 2 稳定性 浓硫酸与 亚硫酸盐反应 Na2SO3 H2SO4 Na2SO4 H2O SO2 3 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 二氧化硫 Cu 2H2SO4 浓 加热 CuSO4 SO2 2H2O 2Fe 6H2SO4 浓 加热 Fe2 SO4 3 3SO2 6H2O 在上述反应中 硫酸表现出了强氧化性和 酸性 2 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 本身被还原为二氧化硫 在这类反应中 浓硫酸只表现出氧化性 C 2H2SO4 浓 加热 CO2 2SO2 2H2O S 2H2SO4 浓 加热 3SO2 2H2O 2P 5H2SO4 浓 加热 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 硫化氢 溴化氢 碘化氢等还原性气体不能 选用浓硫酸 H2S H2SO4 稀 S SO2 2H2O 2HBr H2SO4 稀 Br2 SO2 2H2O 2HI H2SO4 稀 I2 SO2 2H2O 4 强酸性 纯硫酸是无色油状液体 10 4 时凝固 加热纯硫酸时 沸点 290 并分解放 出部分 SO3直至酸的浓度降到 98 3 为止 这时硫酸为恒沸溶液 沸点338 无水 硫酸体现酸性是给出质子的能力 纯硫酸仍然具有很强的酸性 98 硫酸与纯硫酸的 酸性基本上没有差别 而溶解三氧化硫的发烟硫酸就是一种超酸体系了 酸性强于纯 硫酸 纯硫酸是无色 粘稠 导电性能极高的油状液体 并不易挥发 但是加热沸腾前会 产生大量的白雾状硫酸酸雾 纯硫酸是一种非常极性的液体 其介电系数大约为 100 因为它分子与分子之间能够互相质子化对方 造成它极高的导电性 这是由于它发生自 偶电离生成的两种离子所致 这个过程被称为质子自迁移 这种反应机理是和纯磷酸以 及纯氢氟酸所同出一辙的 但纯硫酸达成这种反应平衡所需要的时间则比以上两者快得 多 差不多是即时性的 1 21 2 硫酸的生产方法硫酸的生产方法 生产硫酸最古老的方法是用绿矾 FeSO4 7H2O 为原料 放在蒸馏釜中锻烧而制得 硫酸 在煅烧过程中 绿矾发生分解 放出二氧化硫和三氧化硫 其中三氧化硫与水蒸 气同时冷凝 便可得到硫酸 2 FeSO4 7H2O Fe2O3 SO2 SO3 14H2O 煅烧 在 18 世纪 40 年代以前 这种方法为不少地方所采用 古代称硫酸为 绿矾油 就 是由于采用了这种制造方法的缘故 二氧化硫氧化成三氧化硫是制硫酸的关键 但是 这一反应在通常情况下很难进行 后来人们发现 借助于催化剂的作用 可以使二氧化 硫氧化成三氧化硫 然后用水吸收 即制成硫酸 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 3 1 2 11 2 1 硝化法制造硫酸硝化法制造硫酸 硝化法 包括铅室法和塔式法 是借助于氮的氧化物使二氧化硫氧化制成硫酸 其 中铅室法在 1746 年开始采用 反应是在气相中进行的 由于这个方法所需设备庞大 用 铅很多 检修麻烦 腐蚀设备 反应缓慢 成品且为稀硫酸 所以 这个方法后来逐渐 地被淘汰 在铅室法的基础上发展起来的塔式法 开始于本世纪初期 1907 年在奥地利建成了 世界上第一个塔式法制硫酸的工厂 其制造过程同样是使氮的氧化物起氧的传递作用 从而氧化二氧化硫 再用水吸收三氧化硫而制成硫酸 不同的是该过程在液相中进行 生产成本及产品质量都大大优于铅室法 塔式法制出的硫酸浓度可达 76 左右 目前 我 国仍有少数工厂用塔式法生产硫酸 目前我国硫酸生产接触法占绝大部分 塔式法已很 少 但是硝化法还具有它一定的优点 虽然它产酸的浓度为 76 左右 该浓度的酸适合 制造过磷酸钙 另外此种生产方法设备简单 建厂快 硫的利用率比较高 可以用杂质 比较高的原料 其缺点是必须消耗硝酸 1 硝化法制造硫酸可归纳为三个重要过程 二氧化硫与氮氧化物的作用 反应结果 二氧化硫被氧化成硫酸 高级的氮氧化 物转变为低级氮氧化物 NO 一氧化氮的氧化 目的在于使其变为高级的氮氧化物 并再次参与二氧化硫的氧 化反应 氮氧化物的回收 以硫酸吸收高级氮氧化物使之与尾气分离回收 2 硝化法的优缺点 硝化法制造硫酸主要有如下优点 投资小 建设速度快 采酸率高 可达 92 以上 电的消耗比较少 硝化法的缺点 一般只能生产稀硫酸 设备腐蚀较重 维护也比较困难 维护费用也较高 生产操作比较不稳定 指标波动大 1 2 21 2 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 它创始于 1831 年 在本世纪初才广泛用于工业生产 到 20 年代后 由于钒触媒的制造技术和催化效能不断提高 已逐步取代价格昂贵和易中 毒的铂触媒 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 6 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 1 接触法生产硫酸由下列四个工序组成 制备二氧化硫气体 精制二氧化硫以除去其中的杂质 二氧化硫氧化成三氧化硫 三氧化硫被吸收而变成硫酸 4 7 2 接触法的优缺点 接触法制造硫酸主要有以下优点 产品纯度高 且产品种类多 设备腐蚀较轻 容易维护而且维护费用也较小 设备寿命比较长 管理也比较容 易 生产比较平稳 指标波动范围小 接触法的缺点主要有 投资较大 建造速度慢 采酸率较低等 1 31 3 硫酸生产全工段工艺简介硫酸生产全工段工艺简介 1 3 11 3 1 SOSO2 2气体的制取气体的制取与净化与净化 制取 SO2气体是制取硫酸的第一步 也是制取硫酸的重要一步 现今制取 SO2气体的 方法主要有 燃烧硫铁矿 燃烧硫磺 还原硫酸盐 冶炼烟气以及各种含硫工业废料再 次利用等方法 但现今采用最多的还是硫铁矿与硫磺的燃烧这两种方式 进入净化系统的炉气含有 0 5 30g cm3的矿尘 矿尘积累起来不仅堵塞管道设备 而 且其中的氧化铁能与酸雾形成硫酸铁 覆盖在二氧化硫催化剂的表面 既降低催化剂的 活性 有增加了床层的阻力 此外 硫铁矿中所含的砷 硒 氟等杂质 分别以不同的 形式进入到炉气中 其中的一部分或大部分随炉气带入净化系统 砷能使催化剂中毒 氟能腐蚀设备 进入转化器后 还能侵蚀催化剂载体 引起粉化 使催化床阻力上涨 随同炉气带入净化系统的还有水蒸气和少量三氧化硫气体 二者结合可形成酸雾 酸雾 在洗涤塔中较难吸收 带入转化系统会降低二氧化硫的转化率 腐蚀系统设备和管道 因此 炉气必须进行一部的进化和干燥 方可进行二氧化硫的催化氧化 炉气的净化可 用干法或湿法进行 目前普遍采用的是湿法净化 炉气净化技术随着净化设备的进步而提高 初始 由简单的重力沉降室和惯性除尘 室 旋风除尘器等所组成 净化效率低下 自 1960 年美国科学家 F G 科特雷尔发明了高 压静电除尘 除雾设备后 加快了炉气净化技术的发展步伐 8 高效旋风除尘器 文式 管 泡沫塔 新型填料塔 星形铅间冷器 板式冷却器 冲击波洗涤器 高密度聚乙烯 泵 耐稀酸合金泵等高效耐磨蚀设备的出现 使净化设备的选型范围扩大了 寿命延长 了 促进了炉气净化工艺方法更加合理 完善 1 3 21 3 2 SOSO2 2气体的转化气体的转化和吸收和吸收 1 一次转化一次吸收 为了使转化器中的 SO2催化氧化过程尽可能地遵循最佳温度曲线进行 随着转化率的 提高 必需从反应系统中除去多余的热量 是温度相应地降低 按照换热方式不同 转 化器可以分为多段换热式和连续换热式两类 由于 SO2最终转化率很高 反应前期与后期 单位时间内单位体积催化床的反应热相差倍数很大 用一般的连续换热式转化器时 过 程难以遵循最佳温度曲线 而且温度调节也很困难 对于气体组成和空速的变化适应性 也很差 再加上结构复杂 催化剂装填系数较小 设备的生产能力也低 所以现在普遍 采用多段换热式转化器 一次转化一次吸收工艺可能达到的最佳最终转化率是 97 5 98 如果要得到更高的转化率 将使所需的催化剂用量大幅度增加 这是不经济的 而且还 受到平衡转化率的限制 如果将尾气直接排入大气 将造成严重的大气污染 2 二次转化二次吸收 两次转化两次吸收工艺与一次转化一次吸收工艺相比 能用较少的催化剂而获得很 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 9 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 3 沸腾转化 传统上 二氧化硫的催化氧化过程都是采用固定床转化器 这种转化器的生产强度 受到多种因素的限制 催化剂颗粒不能太小 否则反应气体通过催化床的流体阻力太大 钒催化剂的导热系数小 不能采用换热管将固定床中的热量除去 不能采用高浓度的二氧化硫气体 为了克服这些缺点 可采用沸腾转化 沸腾转化能从催化床中非常有效地除去热量 能够使用小颗粒催化剂和采用高浓度二氧化硫气体 而且 采用沸腾床转化器可以降低 工厂投资 提高蒸汽回收量 硫酸厂使用这种转化器的主要障碍是催化剂的磨损问题 气体中的二氧化硫经催化氧化形成三氧化硫后 即送入到吸收系统用发烟硫酸或浓 硫酸吸收 形成不同规格的产品硫酸 吸收过程可用下式表示 32243 nSO H O H SO n 1SO 液液 液 改变上式中的 n 值 便形成相应浓度的产品硫酸 当 n 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 31 3 3 尾气的处理尾气的处理 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 1 41 4 硫酸工业硫酸工业的重要性及其发展的重要性及其发展 1 4 11 4 1 硫酸在国民经济中的重要性硫酸在国民经济中的重要性 硫酸是化学工业的重要产品 又是许多工业生产的重要原料 硫酸常常被列为国家 主要化工产品之一 人们往往用硫酸的年产量来衡量一个国家的化工生产能力 硫酸在 国民经济的各个方面都具有广泛用途 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 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 硫酸也是十分重要的化工基础原料 被人称为化工之母 衡量一个国家或者一个地区的 经济是否发达 首先就看这个地区的硫酸产量 3 我国的硫酸工业开始于 19 世纪 19 世 纪 70 年代以前 我们过的硫酸基本依靠进口 用黄金交换 现在我国的硫酸工业飞速发 展 从 1949 年的年产 4 万吨 到 2000 年的 2356 万吨每年 以每年 20 的高速增加 自从加入 WTO 后 中国彻底的打破了资源的局限性 在全球范围内对资源进行 优化配置 硫酸的工业原料也根据国际市场进行重组 一统天下的硫铁矿制酸 几年之 内就被逼退到只剩半壁江山 2006 年全国也将关闭四万吨以下的硫铁矿制酸 硫磺制酸 法受到制酸界的广泛关注 我国的硫磺资源较少 年产量常年维持在 30 万吨 根据有关 部门预测我们过未来的 10 15 年内 为满足对油品的需求 原油进口量将达到一亿吨 其 中大部分为中东高硫原油 其加工中必然产生大量的硫化氢气体 同时内地炼油厂对原 油的深度加工 也会产生大量酸性气体 因此 我国硫磺的回收总产量在未来的 5 10 年 间预计可达到 100 150 万吨 除去工业上用硫磺 30 40 万吨 还有 100 万吨以上的硫磺可 共用于硫酸的生产 2003 年我国的硫酸表现消费量为 3565 2 万吨 其中磷复合肥占 67 6 增加 18 其他化肥消耗 4 1 非化肥用酸 28 3 增加 8 7 虽然国内产量增加很快 但还是无法完 全满足需求 2003 年进口硫磺 499 万吨 比上年增加 22 进口硫酸 193 9 万吨 与上 年基本持平 同时我国硫酸的产量也达到了 3371 2 万吨 增加 10 5 摆脱了长期以来 位居次席的地位 超越了美国的 3050 3100 万吨 由于硫磺进口价位一直居高不下 部分 硫磺制酸装置改回硫铁矿制酸 使硫铁矿制酸的产量达到了 1303 4 万吨 比 2002 年增加 了 8 1 占总产量 38 7 硫磺制酸产量为 1260 9 万吨 占总产量的 37 4 冶炼烟气 制酸产量为 752 1 万吨 占总产量 22 3 磷石膏以及其他制酸产量为 54 7 万吨 2004 年硫酸产量以及市场显现多年的未见的好形势 其中有两个原因 一是从 2003 年底开始 中央紧抓三农问题 出台一系列对化肥企业的好政策 促进了磷复合肥 特别是高浓度磷复合肥的生产 复合肥每月以同比 20 以上的速度增加 二是国民经济 的快速增长 增加了对硫酸的需求 因此 2004 年硫酸每月的产量同比增长都在 18 以 上 全国硫酸市场上一度出现供不应求的形势 价格一路上扬 2004 年全国硫酸产量 3994 6 万吨 同比增加了 18 5 其中产量最大的是云南 2005 年 1 2 月总产量为 669 4 万吨 比 2004 年同期 564 9 增加了 18 5 预计 2005 年硫酸产量可超过 4400 万吨 同比增加 10 1 其中硫磺制酸 2000 万吨 同比增加 23 2 冶炼烟气制酸 900 万吨 同比增加 4 7 硫铁矿制酸 1450 万吨同比增加 1 4 其他制 酸 55 万吨 与去年基本持平 进口硫酸 175 万吨 由于韩国硫酸减少 总进口量比 2004 年进一步下降 2006 年 利用废热能源 硫资源带来的废热能源是硫酸行业得天独厚的优势 石油 天然气 煤等主要能源原料的供不应求更加反映出硫酸行业废热能源的弥足珍贵 对国 内硫酸企业来说和国际市场完全平等的接轨将意味着硫酸价格的进一步下降 目前 西 北欧的硫酸企业出售硫酸废热能源获得的利润 已经远远超过了销售硫酸获得的利润 因此充分利用硫酸系统高中低温位废热能源是十分必要的 我国现有利用硫酸系统的中 压蒸汽发电的硫酸企业只占硫酸企业总数的 10 6 数量太少 应该积极利用热管技术等 新技术回收硫酸中的废热 提高我国硫酸废热的回收水平 对于中国的硫酸工业来说 21 世纪是一个全新的发展阶段 加入WTO 所产生的影响 是巨大而深远的 资源的全球化配置 国外资金与技术的全面介入 必将打破中国硫酸 工业的原有格局 我们的技术水平 生产管理水平也将因此而跃上一个新的台阶 对于企 业来说 机遇与挑战并存 只要迅速树立 国际准则 观念 及时调整发展方略 不断提高竞 争实力 就能够成功地立足于国内乃至国际硫酸市场 面对未来 我们充满信心 经过入 世风雨的涤荡之后 中国必将跻身于世界硫酸强国之林 环保达标成为企业生存的首要条件 21 世纪是绿色的世纪 实施的是可持续发展战 略 企业的命运与环境的关系比以往任何时候都更为紧密 依照我国目前 大气污染物 综合排放标准 新建装置的二氧化硫的最高允许排放浓度为 960mg m3 大型装置 特别 是硫磺装置 只要设计合理 管理严格完全可以达到这一标准 因此硫磺制硫酸拥有很 好的的工业使用前景 1 4 21 4 2 硫酸工业的发展硫酸工业的发展 硫酸工业已有 200 多年的历史 早期的硫酸生产采用硝化法 此法按主体设备的演 变又有铅室法和塔式法之分 19 世纪后期 接触法获得工业应用 目前已成为生产硫酸 的主要方法 在我国 1874 年 天津机械局淋硝厂建成中国最早的铅室法装置 1876 年投产 日 产硫酸约 2t 用于制造无烟火药 1934 年 中国第一座接触法装置在河南巩县兵工厂分 厂投产 1949 年以前 中国硫酸最高年产量为 180kt 1942 1983 年硫酸产量达 8 7Mt 不 包括台湾省 仅次于美国 苏联 居世界第三位 1951 年 研制成功并大量生产钒催化 剂 此后还陆续开发了几种新品种 1956 年 成功地开发了硫铁矿沸腾焙烧技术 并将 文氏管洗涤器用于净化作业 1966 年 建成了两次转化的工业装置 成为较早应用这项新 技术的国家 在热能利用 环境保护 自动控制和装备技术等方面 也取得了丰硕成果 由于硫酸与化肥 继而与粮食之间的密切关系 硫酸工业在我国国民生计中占有举 足轻重的地位 一直是个备受关注的行业 改革开放以来 硫酸工业得到了迅速发展 其产业结构 原料构成 装置规模 技 术装备水平 废物排放指标全然今非昔比 正在以崭新的面貌迈入现代化工的行列 虽 然我国硫酸工业取得了令人瞩目的成就 但是 我国只是一个硫酸生产大国 而不是硫 酸生产强国 从技术方面来看 其工艺设计 设备制造 催化剂性能 废热回收率等与 国外先进水平仍有一定的差距 因此 坚持与时俱进 坚持技术创新 是我国硫酸工业 实现可持续发展的唯一途径 随着全球经济一体化战略的推进 我国目前这种以本国资 源为主要原料 中小型企业星罗棋布的产业结构最终将彻底打破 取而代之的是与国际 市场竞争规则相适应的体系 生产装置的大型化 环保意识的极限增强 技术装备水平 的全方位提升 能源工厂设计理念的广为接纳 这些目前发达国家已经实现或正在追寻 的目标必将成为新世纪我国硫酸工业的现实 1 51 5 本次设计主要研究内容本次设计主要研究内容 本次设计的主题是年产 7 万吨硫酸车间干吸工段的工艺设计 采用的是两转两吸的 转化工艺 对干吸工段进行了物料衡算和热量衡算 其中主要对此工段的主要设备干燥 塔 吸收塔和换热器进行了初步的设计 第第 2 2 章章 生产工艺生产工艺 2 12 1 两次吸收法生产硫酸流程两次吸收法生产硫酸流程图图 图 2 1 两次吸收的干吸岗位流程 2 1 干燥塔 2 中间吸收塔 3 最终吸收塔 4 尾气烟囱 5 酸冷却器 6 酸循环槽 7 酸泵 8 高位槽 2 22 2 干燥干燥 一吸及二吸系统流程说明 一吸及二吸系统流程说明 由净化工段来的炉气 从干燥塔的底部进入 与塔顶喷淋的浓硫酸逆流接触 被吸 收了水的硫酸从塔底引出进入酸循环槽 且其浓度降低 为了维持酸浓 由吸收工段引 来 98 H2SO4 串入酸循环槽中 喷淋酸由于吸水放热 酸温上升 酸循环液由酸泵打出 一部分引入酸冷却排管 经冷却后作为喷淋酸 一部分串入吸收工段的酸循环槽 吸收酸由塔顶进入 与来自下部的转化器逆流接触 吸收了 SO3的硫酸从塔底引出 时 其浓度提高了 为了维持入塔喷淋酸浓度的稳定 在干燥塔与吸收塔之间串酸 并 加入补充水 随着 SO3吸收的进行 释放出大量的反应热和溶解热 同时 还进行着汽 液两相 之间的传热 使塔内酸温提高 在串酸过程中 酸温亦有变化 故吸收塔在入塔前必须 经过冷却 吸收了 SO3的酸被引入酸循环槽 再由泵抽出 一部分串入干燥系统 一部 分作为吸收酸 另外还有一部分酸直接从酸循环槽引出作为成品酸到酸贮槽 二次转化炉来的转化气进入第二吸收塔底 与下降的吸收酸形成逆流 其中 SO3基 本被吸收完全 则 SO3的利用率可达 99 5 2 32 3 工艺计算的基础数据工艺计算的基础数据 2 3 12 3 1 干燥塔基础数据干燥塔基础数据 表 2 1 干燥塔基础数据 项目干燥塔 气体进口温度 40 气体出口温度 40 50 淋洒酸进口温度 45 淋洒酸出口温度 50 60 淋洒酸浓度 93 95 淋洒密度 m3 m2 h 15 20 塔的操作速度 m s 0 8 1 5 出塔气体含水量 g m3 0 1 效率 99 2 3 22 3 2 两转两吸的吸收塔基础数据两转两吸的吸收塔基础数据 表 2 2 两转两吸吸收塔 项目一吸塔二吸塔 气体进口温度 130 150120 180 气体出口温度 50 7050 70 淋洒酸进口温度 45 5545 55 淋洒酸出口温度 60 7050 65 淋洒酸浓度 9898 淋洒密度 m3 m2 h 15 3015 30 塔的操作速度 m s 0 8 1 50 8 1 5 效率 99 99 表 2 1 表 2 2 见 硫酸工作手册 2 第第 3 3 章章 工艺计算工艺计算 3 13 1 原始数据原始数据 3 1 13 1 1 产量产量 本设计生产能力 7 万吨 年 按年开车 7200h 计算 可知车间每小时硫酸的生 产量为 以 0 为基准 ht 72 9 7200 100007 3 1 23 1 2 炉气成分炉气成分 SO2 10 6 O2 6 35 N2 83 2 3 1 33 1 3 炉气水分含量炉气水分含量 0 1mol mol 干炉气 3 1 43 1 4 进酸浓度进酸浓度 干燥塔进酸浓度 93 出酸浓度 92 5 吸收塔进酸浓度 98 出酸浓度 98 5 3 1 53 1 5 转化率及吸收率转化率及吸收率 一次转化率 92 二次转化率 99 吸收率 99 3 23 2 干燥塔及其循环槽的工艺计算干燥塔及其循环槽的工艺计算 3 2 13 2 1 干燥塔及循环槽的物料衡算干燥塔及循环槽的物料衡算 1 进干燥塔气体成分 hkmolOH hkmolN hkmolO hkmolSO 62 95 33 79462 6020 101 1 0 33 794 6 10 2 83 20 101 62 60 6 10 35 6 20 101 20 101 99 0 99 0 1 98 100072 9 2 2 2 2 进干燥塔炉气成分如下表 3 1 所示 表 3 1 进干燥塔炉气成分 项目kmol hkg hm3 h SO2101 206467 82266 8810 60 O260 621940 001358 006 35 N2794 3322241 241779 3083 20 956 2030649 0421417 76 H2O95 621721 162141 775 2 干燥塔出口气体含水量 设出干燥塔气体中含水量为 0 1g cm3 则干燥塔出口气体含水量为 hkmol 14 2 1000 76 214171 0 3 吸收塔循环酸与干燥塔循环酸对串酸量 设 93 硫酸 98 硫酸串酸量为 x kg h 98 硫酸 93 硫酸串酸量为 y kg h 由平衡得 3 1 OH2xy 08 24 2016 1721 由平衡得 3 2 3 SOxy 92 75 80 3 3 yyx054 1 7592 0 8 0 将式 3 3 带入式 3 1 hkgx hkgy yy 33594 31873 054 1 2408 0 2016 1721 设出干燥塔气体中含水量为 0 1g cm3 则干燥塔出口气体含水量为 hkg 14 2 2141 775 1000 1 0 4 循环酸量 由于塔直径未确定 故而按酸浓度差计算循环酸量 入塔酸浓度 93 H2SO4 比重 1 7974g cm3 温度 50 酸量 X m3 h 出塔C 酸浓度 92 5 干燥塔吸水量 1721 16 2 14 1719 02kg h 由物料平衡得 5 92 02 171910007974 1 9310007974 1 XX 解得 X 176 93m3 h 采用 180的酸泵 3 m h 干燥塔循环酸槽物料衡算如表 3 2 所示 表 3 2 干燥塔循环酸槽物料衡算表 进物料 kg h出物料 kg h 从干燥塔冷却器来 92 5 H2SO4 318014上塔循环 93 H2SO4 319733 98 硫酸 93 硫酸串酸量 3187393 硫酸 98 硫酸串酸量 33594 349887 353327 3 2 23 2 2 干燥塔及其循环槽的热量衡算干燥塔及其循环槽的热量衡算 1 干燥塔的热量衡算 以 0 气态水为基准 炉气带入热量 Q1 t 40 SO2带入热量 hkJq 36 16827557 4140 2 101 1 O2带入热量 hkJq 3 7122237 294062 60 2 N2带入热量 hkJq 9 90394145 284033 794 3 H2O 带入热量 hkJq 6 125125716 324062 95 4 式中 41 57 29 37 28 45 32 716 分别为 0 40 时 SO2 O2 N2及 H2O 的摩尔热容 kJ kmol K hkJqqqqQ 16 1268565 43211 水的冷凝热 Q2 水在 40 时冷凝热为 2406kJ kg hkJQ 12 413596224061719 02 2 入塔酸带入热 Q3 50 93 H2SO4的热焓 I1 78 7kJ kg hkJQ 38 25027700 7 7810007974 1 176 93 3 93 酸稀释热 Q4 3 4 1868 4 7983 1 17860 n n Q 式中 稀释热 kJ kmol H2SO4 Q n 对于 1molH2 O 所用水的摩尔水 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 3 5 1868 4 7983 1 17860 7983 1 17860 1 1 2 2 12 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 93 H2SO4 92 5 H2SO4 41 0 98 93 18 7 1 n kmolkJQ 138831868 4 7983 1 41 0 1786041 0 1 44 0 98 5 92 18 5 7 2 n kmolkJQ 146991868 4 7983 144 0 1786044 0 2 kmolkJQQ 8161388314699 12 hkJQ 95 2475907816 98 93 0 319733 4 炉气带出热 Q5 t 45 SO2带出热量 hkJq 56 18962864 4145 2 101 1 O2带出热量 hkJq 83 79913295 294562 60 2 N2带出热量 hkJq 23 1018728 5 284533 794 3 H2O 带出热量 hkJq 16 17574 3245 18 14 2 4 式中 41 64 29 295 28 5 32 74 分别为 0 45 时 SO2 O2 N2及 H2O 的摩尔热容 kJ kmol K hkJqqqqQ 78 1288445 43215 出塔酸带出热 Q6和酸温 543216 QQQQQQ hkJ 83 31619689 78 128844595 247590738 2502770012 413596216 1268565 则 出塔酸的热焓kgkJI 37 98 1719 02319733 83 31619689 查表 3 3 通过内插法得 92 5 H2SO4 I 98 37 kJ kg 时的温度为 t 61 95 硫酸的热含量表如表 3 3 所示 表 3 3 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 2 干燥塔循环酸槽的热量衡算 从干燥塔冷却器来的 92 5 H2SO4带入热 Q1 hIkJQ 318014 1 从 98 酸循环系统串来的 98 5 H2SO4带入热 Q2 hkJQ 82 252880334 7931873 2 式中 79 34 为 98 5 H2SO4的热焓 kJ kg 混合热 Q3 由 98 5 H2SO4 92 5 H2SO4两种浓度的硫酸 混合成 93 H2SO4 44 0 98 5 92 18 5 7 1 n kmolkJq 146991868 4 7983 1 44 0 1786044 0 1 083 0 98 5 98 18 5 1 2 n kmolkJq 32991868 4 7983 1 083 0 17860083 0 2 41 0 98 93 18 7 3 n kmolkJq 138831868 4 7983 1 41 0 1786041 0 3 hkmolm 66 3001 98 1 925 0 318014 1 hkmolm 320 98 1 985 0 31873 2 22113213 qmqmqmmQ hkJ 937526 10556804412140046114606 32993201469966 30011388332066 3001 上塔酸带出热 Q4 hkJQ 54 2506067238 78319733 4 串往 98 酸循环槽的 93 H2SO4带出热 Q5 hkJQ 263309838 7833594 5 式中 78 38 为 93 H2SO4的热焓 kJ kg 从干燥塔冷却器来的硫酸温度 由热量平衡得 54321 QQQQQ 24227441318014 2633098250606729375262528803318014 I I I 76 18 kJ kg 查表 3 3 通过内插法得 92 5 H2SO4 的温度为 t 47 68 即干燥塔冷却器出口酸温为 47 68 进口酸温 61 95 干燥塔热量衡算如表 3 4 所示 表 3 4 干燥塔热量衡算表 项目 干燥塔进口热量 kJ h 项目 干燥塔出口热量 kJ h 炉气带入热 Q11268565 16炉气带出热 Q51288445 78 水的冷凝热 Q24135962 12出塔酸带出热量 Q631619689 83 入塔酸带入热 Q325027700 38 93 硫酸稀释热 Q42475907 95 入塔总热量 32908135 61出塔总热量 36908135 61 干燥塔循环酸槽的热量衡算如表 3 5 所示 表 3 5 干燥塔循环酸槽的热量衡算表 项目 带入热 kJ h 项目 带出热 kJ h 92 5 H2SO4带入热 Q124227441上塔酸带出热 Q425060672 98 5 H2SO4带入热 Q2252880393 H2SO4带出热 Q52633098 混合热 Q3937526 带入总热量 27693770带出总热量 27693770 3 33 3 吸收塔及其循环槽的物料衡算吸收塔及其循环槽的物料衡算 3 3 13 3 1 中间吸收塔物料衡算中间吸收塔物料衡算 1 进塔气体成分 hkmolN hkmolO hkmolSO hkmolSO 33 794 07 14 2 104 93 62 60 104 9392 0 2 101 096 8 92 01 2 101 2 2 3 2 进中间吸收塔气体成分如表 3 6 所示 表 3 6 进中间吸收塔气体成分 项目kmol hkg hm3 h SO2 8 096518 08181 33 SO3 93 1047448 485 55 O2 14 07450 4315 28 N2 794 3322241 117792 88 909 630315 9620375 04 2 吸收 SO3量 吸收率为 99 hkmol 17 9299 0 93 104 3 出塔 SO3量 hkmol 931 0 17 92104 93 出塔气体成分如表 3 7 所示 表 3 7 出塔气体成分 项目SO2SO3O2N2 kmol h 8 09693 10414 07794 33909 6 4 上塔酸量 G 为了便于管理 循环酸泵仍选用与干燥塔相同的酸泵 180 m3 h 酸浓 98 比重 1 8023g cm3 温度 55C hkgG 32441410008023 1 180 5 出塔酸量 hkg 3317888017 92324414 6 出塔酸浓 出塔酸中含 SO3 44 80 100 331788 74488 0324414 相当于出塔酸浓 98 54 H2SO4 中间吸收塔物料平衡如表 3 8 所示 表 3 8 中间吸收塔物料平衡表 进物料 kg h出物料 kg h 98 H2SO4 324414098 54 H2SO4 331788 进塔 SO3气体 7448 4出塔 SO3气体 74 4 331862 4 663724 8 3 3 23 3 2 最终吸收塔物料衡算最终吸收塔物料衡算 1 进塔气体成分 hkmolN hkmolO hkmolSO hkmolSO 33 794 53 10 2 09 7 07 14 09 7 92 0 99 0 2 101 01 1 99 0 1 2 101 2 2 3 2 进最终吸收塔气体成分如表 3 9 所示 表 3 9 进最终吸收塔气体成分 项目kmol hkg hm3 h SO2 1 0164 6422 63 SO3 7 09566 8158 71 O2 10 53336 96235 87 N2 794 332241 117792 88 813 0023209 518210 08 2 吸收 SO3量 吸收率为 99 hkmol 02 7 99 0 09 7 3 出塔 SO3量 hkmol 07 0 02 7 09 7 出塔气体成分如表 3 7 所示 表 3 7 出塔气体成分 项目SO2SO3O2N2 kmol h 1 010 0710 53794 33805 94 4 上塔酸量 G 为了便于管理 吸收塔仍采用 160 m3 h 酸泵 上塔酸量同中间吸收塔 酸浓 98 比重 1 8023g cm3 温度 55C hkgG 32441410008023 1 180 5 出塔酸量 hkg 2 3249758002 7324414 6 出塔酸浓 出塔酸中含 SO3 03 80 100 2 324975 2 5618 0324414 相当于出塔酸浓 98 04 H2SO4 最终吸收塔物料平衡如表 3 9 所示 表 3 9 最终吸收塔物料平衡表 进物料 kg h出物料 kg h 98 H2SO4 32441498 04 H2SO4 324975 2 进塔 SO3气体 566 8出塔 SO3气体 5 6 324980 8 324980 8 3 3 33 3 3 吸收循环槽物料衡算吸收循环槽物料衡算 表 3 10 吸收循环槽物料衡算表 进物料kg h出物料kg h 中吸塔排管来 98 54 H2SO4 331788 上中间吸收塔 98 H2SO4 324414 吸收塔排管来 98 04 H2SO4 324975 2 上最终吸收塔 98 H2SO4 324414 93 塔串来 93 H2SO4 33715 5 串去 93 塔 98 H2SO4 31988 产成品 98 H2SO4 9720 1380957 4 690536 3 43 4 吸收塔及其循环槽的热量衡算吸收塔及其循环槽的热量衡算 3 4 13 4 1 中间吸收塔热量衡算中间吸收塔热量衡算 1 进塔气体带入热量 Q1 t 160 SO2带入热量 hkJq 59 5596521 43160095 8 1 SO3带入热量 hkJq 885 820783098 55160105 93 2 O2带入热量 hkJq 71 67226852 2916008 14 3 N2带入热量 hkJq 59 3669908