年产12万吨硫酸转化工艺设计.doc

1 目录目录 摘要 摘要 1 ABSTRACTABSTRACT 2 第一章第一章 相关综述相关综述 3 3 第二章第二章 工艺说明工艺说明 4 4 2 1 概述 4 2 1 1 产品规模和规格 4 2 1 2 工艺方案叙述 4 2 2 装置设计 4 2 1 1 工艺原理 4 2 2 2 工艺流程说明 5 2 2 3 主要设备选型说明 5 2 2 4 化工原材料规格及用量 5 第三章第三章 转化工序物料衡算与热量衡算转化工序物料衡算与热量衡算 6 3 1 转化工序流程示意图及简要说明 6 3 2 确定各段进口温度及转化率 6 3 2 1 温度与平衡转化率的关系 6 3 2 2 最适宜温度与转化率的关系 7 3 2 3 确定操作线 7 3 2 4 各段进口温度及转化率 8 3 3 转化工序物料衡算 9 3 3 1 进转化器一段气体量及成分 10 3 3 2 出一段气体量及成分 10 3 3 3 出二段气体量及成分 10 3 3 4 出三段气体量及成分 10 3 3 5 出四段气体量及成分 10 3 4 转化器各段的热量衡算 12 3 4 1 转化一段反应热量和出口温度 12 3 4 2 转化二段反应热量和出口温度 14 2 3 4 3 转化三段反应热量和出口温度 15 3 4 4 转化四段反应热量和出口温度 17 第四章第四章 安全注意事项安全注意事项 20 4 1 概述 20 4 2 二氧化硫和硫酸的危害 20 4 3 二氧化硫和硫酸运输 使用等应注意的事项以及如何防护 20 第五章第五章 环境保护与治理建议环境保护与治理建议 21 5 1 三废主要来源 21 5 1 1 废气 21 5 1 2 废水 21 5 1 3 矿渣 21 5 2 三废处理方案 21 5 2 1 废气 21 5 2 2 废水 21 5 2 3 废渣 21 参考文献参考文献 22 致致 谢谢 23 1 摘要 本篇工艺设计是进行 12 万吨 H2SO4 年的转化系统 先画出工艺流程图 再画出 X T 平衡曲线和最适温度曲线 根据进口原料气的组成 平衡曲线和最适温度曲线以及催化 剂的起燃温度 使用温度大致估计四段转化过程的操作线 根据操作线来进行物料衡算 和热量衡算 如果设定值和实际计算值相差太大 则需要用试差的方法重新设定操作曲 线来计算 直到设计值和计算值差不多 完成工艺说明书 安全备忘录 给出建议 即 完成设计说明书 关键词关键词 催化剂 物料衡算 热量衡算 2 Abstract In this paper the 120 000 tons of H2SO4 per year conversion system is designed The transformation process flow diagram is drawn firstly and then the equilibrium temperature curve and the optimum temperature curve According to the composition of materials gas and the properties of catalyst we can set the import and export temperature and the calculation of mass balance and heat balance will be done after drawing the operating line of four periods The value of the actual exit temperature and set temperature should be closer to each other otherwise we need return to set the temperature and calculate again At last I complete the process manual and memorandum and make some recommendations on environment protection Key word catalyst operating line mass balance heat balance 第一章 相关综述 作为无机化学工业中最重要产品之一的硫酸 其产量常被用作衡量一个国家工业发 3 展水平的标志 硫酸广泛应用于各工业部门 包括生产化学肥料 合成纤维 涂料 洗 涤剂 致冷剂 饲料添加剂的各种化学工业 以及石油精炼 有色金属冶炼工业中 在旧中国 硫酸产量很少 根本不能满足各种需要 新中国成立后 硫酸工业获得 了高速发展 传统工艺流程是硫铁矿制酸法 这种工艺比较落后 排放出大量废水 废 气 严重污染周围环境 为减少污染 降低生产成本改用的硫磺制硫酸法 在发达国家 早就得到了普遍推广 现今大多国内硫酸生产厂家也转向用硫磺法生产硫酸 1 制硫酸的关键是将二氧化硫氧化成三氧化硫 但是在通常情况下此反应很难进行 后来发现借助于催化剂 可以使二氧化硫氧化成三氧化硫 再用水吸收即得硫酸 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 硝化法是借助于氮的氧化物使二氧化硫氧化制成硫酸 这种方法又包括铅室法和塔 式法 其中铅室法在 18 世纪中期开始采用 反应在气相中进行 在此基础上发展起来的 塔式法 始于上世纪初期 塔式法制出的硫酸浓度可达 76 左右 目前广泛采用的是以硫铁矿为原料的接触法制硫酸过程 SO2在固体触媒表面跟氧反 应 结合成 SO3 然后用 98 3 的硫酸吸收为成品酸 该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 气体在床层中进行绝热反应 温度升高到一定程度后 离开催化床进行降温后再进入下一段床层进行绝热反应 每进 行这样一次绝热反应称为一段 为达到较高的最终转化率必须采取多段催化转化 一次转化 一次吸收流程 是指 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 但转化率相对较低 在 60 年代以前 我国 硫酸厂大多数采用这种流程 两次转化 两次吸收流程 60 年代以来 转化工艺流程最大的变化就是采用了两次 转化 两次吸收新流程 简称为两转两吸 这项新技术开始时 着眼于充分利用硫的资 源和减少 SO2排放量 保护环境 这种方法的特点是 1 最终转化率高 2 能够处理较高 浓度的 SO2气体 3 减少尾气中 SO2排放量 4 所需换热面积较大 5 系统阻力比一转一 吸增加 4 5kPa 4 第二章 工艺说明 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 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 98 2 1 1 4 产品规格 二氧化硫 转化率 98 2 1 2 工艺方案简述 硝化法和接触法是国内生产硫酸的主要方法 由于硝化法所需设备庞大 用铅很多 检修麻烦 腐蚀设备 反应缓慢 本设计采用的是接触法 该方法制得的成品酸浓度高 纯度较高 理论上催化氧化操作过程的段数越多 最终转化率越高 而且过程更接近于 最佳温度曲线 催化剂的利用率越高 本设计的生产过程采用一转一吸的工艺流程 即 将二氧化硫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 转化 流程为 4 段间接换热式 2 2 装置设计 2 2 1 工艺原理 二氧化硫转化为三氧化硫的反应通常在不高于 0 5MPa 压力下进行 而且 SO2 SO3 浓度又较低 体系可视为理想气体 二氧化硫氧化反应是一个可逆放热反应 223 1 2 p cat SOOSOQ 3 32 1 2 SO p SOO p K pp 225 238970 720 186 101 18 10 4 1868 p QTTTJ mol 5 2 2 2 工艺流程说明 用接触法一转一吸酸洗封闭流程生产硫酸 大致有六大工序 即 原料预处理 SO2 炉气制取 SO2气体净化 二氧化硫转化 三氧化硫吸收 三废 处理 这里主要介绍一 下转化系统 它是一转一吸四段反应装置 因为二氧化硫转化的过程是一个放热过程 其转化率随温度升高而降低 故采用多段反应器 通过一段反应器后物料温度升高 经 冷却通入下一段反应器继续反应 使整个反应的操作曲线在最适温度曲线附近 既保证 了反应的速度 又可达到较高的转化率 转化系统包括一个四段反应器和四个换热器 前面制取的气体经过一系列净化的过程 依次通过第一 第二 第三 第四换热器预热 后进入反应器 第一 第二 第三 第四段反应床层出来的气体分别经过第二 第三 第四 第一换热器进行冷却 再通入吸收塔 2 2 3 主要设备选型 2 2 3 1 考虑到转化器设计应让二氧化硫尽可能在最优化温度条件下反应 最大限度的利 用二氧化硫反应放出的热量 设备阻力既要小 又能使气体分布均匀 故使用外部换热 型转化器 2 2 3 2 换热器考虑到气体有一定腐蚀性 故选用列管式换热器 2 2 3 3 风机选用罗茨风机 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 SO2占 8 O2占 10 N2占 82 2 2 4 2 本设计采用的催化剂型号是 S109 1 起燃温度为 360 使用温度为 400 580 入口 SO2 7 5 9 4 2 6 第三章 转化工序物料衡算与热量衡算 3 1 转化工序流程示意图 原料气第一换热器转化炉一段 第二换热器转化炉二段第三换热器 转化炉三段第四换热器转化炉四段 图 1 转化工序流程示意图 3 2 确定各段进口温度及转化率 3 2 1 温度与平衡转化率的关系 400 700 时 化工工艺工程设计 邹兰 阎传智编 5140 6 lg4 8817 P K T 公式 3 1 式中 平衡常数 温度 KKpT 平衡转化率 化工工艺工程设计 邹兰 阎传智编 T X 1000 5 0 5 T T Kp aX Kp P baX 公式 3 2 式中 8 进转化器的炉气中的 SO2的浓度 a 10 进转化器的炉气中的 O2的浓度 b 0 11MPa 系统总压力 P a KP 7 取反应温度 T 由公式 3 1 计算 由公式 3 2 计算Kp T X 依此计算得平衡转化率与温度的关系列表 表 1 平衡转化率与温度的关系 T400420440460480500520540560580 XT 99 3298 8898 2197 2295 8193 8891 3188 0384 0079 24 3 2 2 最适宜温度与转化率的关系 化工工艺工程设计 邹兰 阎传智编 4905 lg4 937 0 5 1 1000 5 T x bax x ax 适 公式 3 3 取不同值 计算 x 计算得最适宜温度与转化率的关系列表 表 2 最适宜温度与转化率的关系 XT 99 3298 8898 2197 2295 8193 8891 3188 0384 0079 24 T适 363 54382 28401 01419 73438 44457 12475 79494 44513 07531 67 3 2 3 确定操作线 进气组成 SO2占 8 O2占 10 N2占 82 所选取钒催化剂的起燃温度为 360 确定转化器一段进口温度 360 气体经每层触媒后温度升高 计算式是 化工工艺工程设计 邹兰 阎传智编 00 ttxx 公式 3 4 8 表 3 二氧化硫的浓度与 值的关系 SO2浓度 SO2浓度 SO2浓度 25 9 61 73 10278 38 8 72 00 11303 41 17 82 26 12328 51 45 92 52 13506 由上表查得 浓度为 8 的 SO2对应的 值为 226 操作线温度的确定 已知催化剂的起燃温度为 360 使用的温度为 400 580 考 虑到应使操作线尽量与最适温度曲线靠近 且出口温度在催化剂的使用温度范围内 取 原料气的进口温度为 360 四段操作线的斜率根据原料气中 SO2的浓度查表得 1 226 考虑到原料气的预热过程是依次经过第一 第二 第三 第四换热器 对应于第四 第 一 第二 第三段反应器的冷却 所以如果考虑每个换热器的换热面积相当 则出口气 体冷却降温的温差应为第一段大于第二段 第二段大于第三段 按照这个原则 分别取 第一段的降温的温差为 65 第二段的降温的温差为 50 第三段的降温的温差为 40 并且 每一段转化器的出口温度和转化率对应的点都在平衡曲线和最佳温度曲线之间 由此估 算得到四段反应器的操作曲线 3 2 4 各段进口温度及转化率 表 4 一次转化分段转化率和温度 段数 一二三四 转化率 81 8690 7195 1397 79 进口温度 360480450420 由图 2 以及表 4 的数据可得 转化器第一段操作线方程 t 360 226 x 0 8186 9 第二段操作线方程 t 480 226 x 0 9071 第三段操作线方程 t 450 213 x 0 9513 第四段操作线方程 t 420 213 x 0 9779 0 0 1 0 2 0 3 0 4 0 5 0 6 0 7 0 8 0 9 1 1 1 300350400450500550600650700750 T XT 图 2 四段反应过程的 X T 关系图 3 3 转化工序物料衡算 本设计为 12 万吨 年硫酸转化系统工艺设计 以每小时计算 由 SO2 120000 300 24 98 0 9779 173 9kmol 可得实际进气总量为 173 9 0 08 2173 9kmol 为方便计算 本设计假设进气总量为 1000kmol 故在最后的计算结果上需乘于系数 2173 9 1000 2 174 10 3 3 1 进一段气体量及成分 以 1000kmol 的进气总量为标准进行计算 已知 SO2占 8 O2占 10 N2占 82 21000 0 1100Okmol 2 100 323200Omkg 2 3 100 22 42240OVm 21000 0 0880SOkmol 2 80 645120SOmkg 2 3 80 22 41792SOVm 21000 0 82820Nkmol 2 820 2822960Nmkg 2 3 820 22 418368NVm 3 3 2 出一段气体量及成分 280 1 0 8186 14 512SOkmol 380 0 818665 488SOkmol 2 1 10065 48867 256 2 Okmol 2820Nkmol 3 3 3 出二段气体量及成分 280 1 0 9071 7 432SOkmol 380 0 907172 568SOkmol o 2 100 72 568 63 716kmol 2 1 2820Nkmol 3 3 4 出三段气体量及成分 280 1 0 9513 3 896SOkmol 380 0 951376 104SOkmol 2 1 10076 10461 948 2 Okmol 2820Nkmol 3 3 5 出四段气体量及成分 280 1 0 9779 1 768SOkmol 380 0 977978 232SOkmol 2 1 10078 23260 884 2 Okmol 2820Nkmol 由以上计算汇总转化器物料衡算结果于表 5 11 表 5 转化器物料衡算结果 Kmol Kg 3 m标 V 进一段 SO2173 911130 93895 88 O2217 46956 84869 810 N2 1782 7 49915 0 39932 182 2174 68002 7 48697 7100 出一段 进二段 SO231 5492019 1706 71 50 SO3 142 371 11389 73189 16 77 O2 146 2154678 93275 26 95 N2 1782 7 49915 0 39932 1 84 78 2102 8 68002 7 471031100 出二段 进三段 SO2 16 1571034 1357 60 76 SO3157 8 12621 0 3533 97 53 O2138 54432 6 3078 36 56 N2 1782 7 49915 0 39932 1 85 14 2093 9 68002 7 46901 8100 出三段 进四段 SO28 470542 1189 80 41 SO3165 513236 03706 17 91 O2134 74309 63016 76 44 N21782 749915 039932 1 85 24 2091 468002 746844 7100 出四段 SO23 844246 0172 20 18 SO3170 113606 17619 48 14 O2132 34235 65929 86 34 N21782 749915 039932 1 85 34 2088 968002 793585 5100 12 3 4 转化器各段的热量衡算 气体的摩尔热熔量可按下式求出 2 1 26283 2 21 25 745 8 1038 1 100 861 10 T T PSO TTTdT C TT 2 1 26283 3 21 15 09 15 2 10120 7 103 62 10 T T PSO TTTdT C TT 2 1 262 2 21 25 74 1 30 103 86 10 T T PO TTdT C TT 2 1 2 262 21 27 180 591 100 338 10 T T PN TTdT C TT 3 4 1 转化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 已知进一段触媒层气体温度为 360 所以可得各组分气体的平均摩尔热容 SO2的平均摩尔热容 273 360 26283 273 2 25 745 8 1038 1 100 861 10 44 71 360 PSO TTTdT CkJmol K O2的平均摩尔热容 273 360 262 273 2 25 74 1 30 103 86 10 30 80 360 PO TTdT CkJmol K N2的平均摩尔热容 2 270 360 262 270 27 180 591 100 338 10 29 78 360 PN TTdT CkJmol K 故进一段气体每升高 1 所需热量为 13 SO2所需热量 80 44 71 3576 865kJ O2所需热量 100 30 80 3079 521kJ N2所需热量 820 29 78 24423 06kJ 所需总热量 31097 44kJ 带入热量 31097 44 360 11188600kJ 2 已知出一段气体温度 545 所以可得各组分气体的平均摩尔热容 SO2的平均摩尔热容 273 545 26283 273 2 25 745 8 1038 1 100 861 10 46 84 545 PSO TTTdT CkJmol K SO3的平均摩尔热容 273 545 26283 273 3 15 09 15 2 10120 7 103 62 10 66 44 545 PSO TTTdT CkJmol K O2的平均摩尔热容 273 545 262 273 2 25 74 1 30 103 86 10 31 59 545 PO TTdT CkJmol K N2的平均摩尔热容 2 270 545 262 270 27 180 591 100 338 10 30 29 545 PN TTdT CkJmol K 故出一段气体每升高 1 所需热量为 SO2所需热量 14 512 46 84 679 81kJ SO3所需热量 65 488 66 44 4351 3kJ O2所需热量 69 256 31 59 2124 44kJ N2所需热量 820 30 29 24841 87kJ 所需总热量 31997 42kJ 3 反应热 摩尔反应热 101314 482 21 273452 5 99711 13QkJ 总反应热 65 488 99711 136529882 15QkJ 14 一段出口温度 0 6529882 15 11188600 553 7 31997 42 tC 4 一段出口气体带出热量 1 6529882 15 1118860017718482 15QkJ 3 4 2 转化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 已知进二段触媒层气体温度为 480 所以可得气体的平均摩尔热容 SO2的平均摩尔热容 273 480 26283 273 2 25 745 8 1038 1 100 861 10 46 15 480 PSO TTTdT CkJmol K SO3的平均摩尔热容 273 480 26283 273 3 15 09 15 2 10120 7 103 62 10 64 94 480 PSO TTTdT CkJmol K O2的平均摩尔热容 273 480 262 273 2 25 74 1 30 103 86 10 31 32 480 PO TTdT CkJmol K N2的平均摩尔热容 2 270 480 262 270 27 180 591 100 338 10 30 12 480 PN TTdT CkJmol K 故进二段气体每升高 1 所需热量为 SO2所需热量 14 512 46 15 669 77kJ SO3所需热量 65 488 64 94 4252 85kJ O2所需热量 67 256 31 32 2106 394kJ N2所需热量 820 30 12 24695 44kJ 所需总热量 31724 45kJ 带入热量 31724 45 480 15227737kJ 2 已知出二段气体温度 500 所以可得各组分气体的平均摩尔热容 15 SO2的平均摩尔热容 273 500 26283 273 2 25 745 8 1038 1 100 861 10 46 37 500 PSO TTTdT CkJmol K SO3的平均摩尔热容 273 500 26283 273 3 15 09 15 2 10120 7 103 62 10 65 42 500 PSO TTTdT CkJmol K O2的平均摩尔热容 273 500 262 273 2 25 74 1 30 103 86 10 31 40 500 PO TTdT CkJmol K N2的平均摩尔热容 2 270 500 262 270 27 180 591 100 338 10 30 17 500 PN TTdT CkJmol K 故出二段气体每升高 1 所需热量为 SO2所需热量 7 432 46 37 344 64kJ SO3所需热量 72 568 65 42 4747 28kJ O2所需热量 63 2125 31 40 1985 05kJ N2所需热量 820 30 17 24740 58kJ 所需总热量 31817 54kJ 3 反应热 摩尔反应热 101314 482 21 273490 99628 25QkJ 总反应热 72 56865 488 99628 25705368 01QkJ 二段出口温度 0 705368 01 15227737 500 8 31817 54 tC 4 二段出口气体带出热量 2 705368 01 1522773715933105 01QkJ 3 4 3 转化三段反应热量和出口温度 1 进转化器第三段气体带入热量 以每小时气量计算 16 已知进三段触媒层气体温度为 450 所以可得各组分气体的平均摩尔热容 SO2的平均摩尔热容 273 450 26283 273 2 25 745 8 1038 1 100 861 10 45 81 450 PSO TTTdT CkJmol K SO3的平均摩尔热容 273 450 26283 273 3 15 09 15 2 10120 7 103 62 10 64 20 450 PSO TTTdT CkJmol K O2的平均摩尔热容 273 450 262 273 2 25 74 1 30 103 86 10 31 19 450 PO TTdT CkJmol K N2的平均摩尔热容 2 270 450 262 270 27 180 591 100 338 10 30 03 450 PN TTdT CkJmol K 故进三段气体每升高 1 所需热量为 SO2所需热量 7 432 45 81 340 48kJ SO3所需热量 72 568 64 20 4658 77kJ O2所需热量 63 2125 31 19 1971 70kJ N2所需热量 820 30 03 24627 59kJ 所需总热量 31598 54kJ 带入热量 31598 54 450 14219342kJ 2 已知出三段触媒层气体温度 460 所以可得各组分气体的平均摩尔热容 SO2的平均摩尔热容 273 460 26283 273 2 25 745 8 1038 1 100 861 10 45 93 460 PSO TTTdT CkJmol K SO3的平均摩尔热容 17 273 460 26283 273 3 15 09 15 2 10120 7 103 62 10 64 45 460 PSO TTTdT CkJmol K O2的平均摩尔热容 273 460 262 273 2 25 74 1 30 103 86 10 31 23 460 PO TTdT CkJmol K N2的平均摩尔热容 2 270 460 262 270 27 180 591 100 338 10 30 06 460 PN TTdT CkJmol K 故出三段气体每升高 1 所需热量为 SO2所需热量 3 896 45 93 178 93kJ SO3所需热量 76 104 61 948 4904 88kJ O2所需热量 61 948 31 23 1934 90kJ N2所需热量 820 30 06 24650 23kJ 所需总热量 31668 94kJ 3 反应热 摩尔反应热 101314 482 21 273455 99705 6QkJ 总反应热 76 10472 568 99705 6352559 0QkJ 三段出口温度 0 352559 0 14219342 460 1 31668 94 tC 4 三段出口气体带出热量 3 352559 0 1421934214571901QkJ 3 4 4 转化四段反应热量和出口温度 1 进转化器第四段气体带入热量 以每小时气量计算 已知进四段触媒层气体温度为 420 所以可得各组分气体的平均摩尔热容 SO2的平均摩尔热容 273 420 26283 273 2 25 745 8 1038 1 100 861 10 45 46 420 PSO TTTdT CkJmol K 18 SO3的平均摩尔热容 273 420 26283 273 3 15 09 15 2 10120 7 103 62 10 63 42 420 PSO TTTdT CkJmol K O2的平均摩尔热容 273 420 262 273 2 25 74 1 30 103 86 10 31 06 420 PO TTdT CkJmol K N2的平均摩尔热容 2 270 420 262 270 27 180 591 100 338 10 29 95 420 PN TTdT CkJmol K 故进四段气体每升高 1 所需热量为 SO2所需热量 3 896 45 46 177 11kJ SO3所需热量 76 104 63 42 4826 80kJ O2所需热量 61 948 31 06 1924 214kJ N2所需热量 820 29 95 24559 58kJ 所需总热量 31487 71kJ 带入热量 31487 71 420 13224837kJ 2 已知出四段气体温度 426 所以可得各组分气体的平均摩尔热容 SO2的平均摩尔热容 273 426 26283 273 2 25 745 8 1038 1 100 861 10 45 53 426 PSO TTTdT CkJmol K SO3的平均摩尔热容 273 426 26283 273 3 15 09 15 2 10120 7 103 62 10 63 58 426 PSO TTTdT CkJmol K O2的平均摩尔热容 273 426 262 273 2 25 74 1 30 103 86 10 31 09 426 PO TTdT CkJmol K 19 N2的平均摩尔热容 2 270 426 262 270 27 180 591 100 338 10 29 97 426 PN TTdT CkJmol K 故出四段气体每升高 1 所需热量为 SO2所需热量 1 768 45 53 80 50kJ SO3所需热量 78 232 63 58 4974 10kJ O2所需热量 60 884 31 09 1892 756kJ N2所需热量 820 29 97 24573 2kJ 所需总热量 31520 55kJ 3 反应热 摩尔反应热 101314 482 21 273423 99776 32QkJ 总反应热 78 23276 104 99776 32212324 0QkJ 四段出口温度 0 212324 0 13224837 426 3 31520 55 tC 4 四段出口气体带出热量 4 212324 0 1322483713437161QkJ 转化器热量衡算见表 6 表 6 转化器热量衡算结果 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36024324016 1419596454538519960 二段480331051001533470500 346385701 三段4503091285076646446031679313 四段42028750796 461592 442629212388 11709276216957489134050251 20 第四章 安全注意事项 4 1 概述 本设计中的主要危害物为原料气中二氧化硫 以及产物硫酸 二氧化硫是大气中主 要污染物之一 是衡量大气是否遭到污染的重要标志 其危害较为普遍而又严重 而硫 酸对皮肤 粘膜等组织有强烈的刺激和腐蚀作用 会对人体产生严重危害 所以对这些 物质必须进行有效的防范 4 2 二氧化硫和硫酸运输 使用等应注意的事项以及如何防护 生产 运输和使用二氧化硫时应严格按照刺激性气体有害作业要求操作和作好个人 防护 可将数层纱布用饱和碳酸氢钠溶液及 1 甘油湿润后夹在纱布口罩中 工作前后用 2 碳酸氢钠溶液漱口 有明显呼吸系统及心血管系统疾病者 禁止从事与二氧化硫有关 的作业 若有人中毒 应立即将患者移离有毒场所 呼吸新鲜空气或氧气 雾化吸入 2