年产15万吨硫酸工艺设计毕业论文.doc

年产15万吨硫酸工艺设计Process Design of Annually Output of 150,000 Tons Sulfuric Acid目 录摘要IAbstractII第1章 文献综述11.1 概述11.1.1 硫酸的性质及基本用途11.1.2 我国硫酸工业的发展状况11.1.3 硫酸在国民经济中的重要性21.2 设计规模和规格21.2.1 设计规模21.2.2 产品及规格21.3生产路线选择论证31.3.1 硫磺制取硫酸主流程方块图31.3.2 硫磺中杂质对制酸工艺的影响31.3.3 硫磺制酸与硫铁矿制酸的优缺点比较4第2章 工艺技术方案62.1 重点设计工序的生产基本原理62.1.1 最佳温度的选择72.1.2 SO2最适宜浓度的选择72.1.3 催化剂的选择72.2 重点设计工序的生产方法选择论证82.2.1 干吸流程的选择论证82.2.2 转化流程的选择论证102.2.3 硫磺制酸的废热利用122.3 设备选择论证122.3.1 废热锅炉的选择122.3.2 焚硫炉的设计122.3.3 转化器的选择132.3.4 酸冷却器132.3.6 过热器132.3.7 硫酸生产中的三废治理13第3章 工艺计算153.1物料衡算153.1.1 已知条件153.1.2 系统物料衡算153.1.3 空气干燥183.2 焚硫213.2.1 炉气量213.2.2 进口量223.2.3 焚硫炉223.3 一次转化233.3.1 计算并绘制平衡曲线233.3.2 绘制最适宜温度曲线243.3.3 绝热操作线253.3.4 转化率的分配263.3.5 一转各段进出口物料衡算263.4 第一吸收塔283.5 二次转化293.5.1 绘制平衡曲线293.5.2 绘制最适宜温度曲线303.5.3 绝热操作线313.5.4 二转各段进出口物料平衡313.6 换热器及换热面积的计算323.6.1 高温过热器323.6.2 第换热器333.6.3 第换热器343.6.4 第省煤器343.6.5 第低温过热器353.6.6 第低温过热器363.6.7 第省煤器363.7 第二吸收塔373.8 吸收水平衡39结 论41致 谢42参考文献43附 录44年产15万吨硫酸工艺设计摘要：以硫磺为原料生产硫酸，大大简化了工艺过程，节省了投资费用，且产品质量高。本设计主要介绍了年产15万吨硫酸的工艺计算、主要设备的尺寸计算及选型、工艺流程的配置、环境保护等。该工艺主要有焚硫、转化、吸收三个工段，焚硫工段中焚硫炉是硫磺制酸的关键设备，焚硫炉运行时要保证液硫的雾化效果，即采用高质量的液硫雾化装置；转化、吸收工段采用了硫酸工业中技术成熟的“两转两吸”“3+2”五段转化工艺，一转转化率达到93.5%、二转转化率达到96.9%，总转化率和吸收率均达到99.8%，在提高硫利用率的同时，减少了废气、废水的排放，提高了废热的利用效率，做到了资源利用的最大化。关键词：硫磺 硫酸 工艺 设备 设计 IIProcess Design of Annually Output of 150,000 Tons Sulfuric AcidAbstract：Use sulfur as raw material to produce sulfuric acid has the following benefits：simplify processes，save investment spending，and improve product qualityThis process design introduces the process calculation，size calculation and model selection of the main equipment，process configuration，and environmental protectionThis process design has three main sections：burning sulfur，transferring，and absorbingDuring the burning sulfur section，blast furnace is the key equipmentWhen running the sulfur section，the liquid sulfur need to be kept atomized which means using the high quality liquid sulfur atomization equipmentThe transferring and absorbing sections use “double transferring and double absorption”，3+2 five transferring sections， which is mature technique in the sulfuric acid industryDuring the transferring and absorbing sections，the first transferring rate can reach 93.5%，the second transferring rate can reach 96.9%，and the total transferring rate and absorbing rate can reach 99.8%Using this technique，the operation rate can be increasedMeanwhile，the discharging of waste gas and waste water can be decreasedFurthermore，the utilization efficiency of waste hear will be increased to maximize the resource utilizationFurthermore，this process design contains two related drawing design：piping and instrument diagram of sulfuric acid production from sulfur-burning，and middle absorption tower equipment drawingKey words：sulfur；sulfuric acid；process；equipment；design第1章 文献综述1.1 概述1.1.1 硫酸的性质及基本用途硫酸纯品为无色油状液体。工业品因含杂质而呈黄、棕等色。密度（液态）1.831g/cm3。凝固点10.36。沸点（3300.5）。98.3的硫酸水溶液为恒沸混合物，沸点339。一种活泼的二元无机强酸。能与许多金属、金属氧化物或其他酸的盐类反应生成硫酸盐。浓硫酸具有强烈的脱水作用和氧化性。能使木材、纸张、棉麻织物等强烈脱水而炭化。与水混合反应激烈，放出大量热。用水稀释时应在不断搅拌下将硫酸缓缓注入水中，切勿将水注入酸中造成溅酸伤人。低于76的硫酸与金属反应放出氢气。硫酸的用途十分广泛，作为重要的化工基本原料之一，广泛应用于化工、国防、冶金、医药、石油、纺织等各个工业部门。硫酸主要用于生产化学肥料合成纤维、涂料、洗涤剂、制冷剂、饲料添加剂和石油的精炼、有色金属的冶炼以及钢铁、医药和化学工业。在化肥工业方面，使用大量的硫酸用于生产磷酸、磷铵、过磷酸钙及硫酸铵，其消耗量占硫酸产量的50%60%。在冶金工业中，用硫酸作为钢铁表面氧化皮的清洗剂；在化学工业中硫酸是生产各种硫酸盐的主要原料，是塑料、人造纤维、染料、油漆、药物等生产中不可缺少的原料。在农药、除草剂杀鼠剂的生产中亦需要硫酸；在有色金属的生产中，用硫酸配制电解液用于精制各种金属；某些贵重金属的精炼也需用硫酸溶去夹杂的其他金属。在有机合成工业中，硫酸用于各种磺化反应和硝化反应。在石油工业中，石油精炼需用硫酸除去石油产品中的不饱和烃、胶质及硫化物等杂质。在火药及国防工业中，浓硫酸用于制取硝化甘油、硝化纤维、三硝基甲苯等炸药；原子能工业中用于浓缩铀。1.1.2 我国硫酸工业的发展状况我国硫磺制酸工业随着国民经济的发展得到了快速发展。据统计，2002年全国硫酸总产量30510.93kt，硫磺制酸产量已占总产量的36.4%。而2010年全国硫酸总产量35287.66kt，硫磺制酸产量已占总产量的42.1%。不但产量增加，硫酸生产技术的进步也很显著。在生产发展中技术不断进取是我国硫酸工业的特点。特别是20世纪80年代以来，加强与国外技术交流和国际合作，引进部分工艺技术和先进设备，通过消化和吸收国外先进技术，开发了许多新设备、新材料，使我国的硫酸生产技术水平有了很大的提高，逐步缩小了与世界先进水平的差距。采用国产化技术建设硫酸装置一直是我国硫酸工业的主体。2011年以来，随着政府刺激内需政策效应的逐渐显现以及国际经济形势的好转，硫磺制硫酸下游行业进入新一轮景气周期从而带来硫磺制硫酸市场需求的膨胀，硫磺制硫酸行业的销售回升明显，供求关系得到改善，行业盈利能力稳步提升。同时，在国家“十二五”规划和产业结构调整的大方针下，硫磺制硫酸面临巨大的市场投资机遇，行业有望迎来新的发展契机1。1.1.3 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。对于中国的硫酸工业来说，21世纪是一个全新的发展阶段。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。1.2 设计规模和规格1.2.1 设计规模设计规模：15万吨/年年工作日：300天1.2.2 产品及规格 原料：硫磺 规格：含水:0.24% 灰分：0.72%产品：98%的浓硫酸规格：产品质量标准执行中华人民共和国工业硫酸标准（GB / T 534-2002）一等品规格，硫酸质量符合下表要求：表1.1 硫酸质量指标表指标名称浓硫酸1硫酸（H2so4）98.02灰粉%0.033铁（Fe）含量0.014砷(As)含量%0.0055透明度mm506色度ml2.01.3生产路线选择论证1.3.1 硫磺制取硫酸主流程方块图图1.1 硫磺制取硫酸主工艺流程图1.3.2 硫磺中杂质对制酸工艺的影响硫磺中的杂质主要有灰分、水分、酸度和硫化氢等，它们对制酸工艺的影响分述如下：（1）灰分硫磺，特别是回收硫，在产出时灰分含量是比较少的。但它们以固态经过堆存、装卸和运输，以及用户的库存，将受到各种固体杂质的污染，使其灰分含量增加。硫磺中灰分能污染加热表面而降低它的传热系数，部分灰分在熔硫槽、澄清槽中沉降，过多的灰分将缩短熔硫槽和澄清槽的清理周期。原料硫磺（固态）灰分含量一般不宜超过0.05%。（2）水分硫磺中的水分在熔硫和液硫澄清过程中基本上全部被蒸发掉。硫磺中水分多或少，仅影响熔硫时的蒸汽消耗量。与完全没有水分时比较，每含1%水分，熔硫蒸汽的理论消耗量（指完全没有热损失时）增加16.6%。液态硫磺含水分0.01%0.03%是正常的，固态硫磺当含水分在1%以上，熔硫时则剧烈起泡，影响正常操作。水分含量增高，则酸度增加，贻患无穷。（3）酸度硫磺中酸度（以H2SO4计）呈游离态。这些酸是在潮湿的环境和在细菌的作用下，硫被空气缓慢氧化而形成的。在熔硫时，它积聚在液硫表面而被分离出来，不会影响焚硫和转化工序操作。但酸度过高则严重腐蚀熔硫设备。（4）硫化氢烃类与液态硫会通过下列缓慢的反应而产生少量的硫化氢：8C5H12 +13S 5C8H14 +13H2S （1-1）美国Texasgulf公司曾对硫磺贮槽中发生H2S爆炸事故进行过研究，对硫磺贮槽上部空间的气体进行分析，气体中除经常含有浓度不等的H2S外，还存在浓度恒定为0.01%（mol计）的C8H14、H2S。有的可以达到或超过燃爆浓度。但回收硫中，烃类含量少，不会达到爆炸限，而C8H14浓度始终恒定，可以认为它已经与硫磺中烃类达到平衡。在138以下，烃类与硫的反应速度很慢，生成的H2S能溶解于液态硫中。H2S在液硫中的溶解度随温度上升而增加，这种反常现象是由于反应生成多硫化氢（H2S4）之故。温度降低也有分解出H2S的倾向2。1.3.3 硫磺制酸与硫铁矿制酸的优缺点比较硫磺制酸与硫铁矿制酸工艺比较：（1）减少工序，消除污染源 硫磺制酸工艺少了粉碎、水洗净化两道复杂的工序，同时也消除了大量污染源粉尘、污水、矿渣。（2）能源消耗下降工艺过程改进后，动力设备投用量大幅减少，动力消耗明显下降。矿石制酸电耗为110KWh/t，硫磺制酸为70KWh/t，下降了36%；深井水用量从100万t/a，下降到20万t/a。硫磺制酸工艺能源利用更加合理。硫磺炉出口的1000温度的二氧化硫气体经中压锅炉、过热器、省煤器充分利用热量后，二氧化硫气体降温至420进入转化器。（3）生产场地缩小为企业提供了发展空间 由于工艺过程改进后，工艺路线大幅缩短，生产用地大幅缩小，现生产装置占地仅不到原装置的十分之一，且节省了大量矿料和矿渣堆场，这对企业的发展和充分利用土地资源极为重要。（4）工艺改造前后的效果 表1.2 矿石工艺与硫磺工艺比较悬浮物(吨/年）砷(吨/年)氟(吨/年)污水量(万吨/年)排污费(万元/年)矿石工艺硫磺工艺6701161.0101204301688727综上所述硫磺制酸工艺相对矿石制酸工艺有许多的改进之处，它是一条清洁生产的工艺，更节能环保，只有这样的生产工艺才能使化工企业生存和发展得更好。走好可持续发展之路，利国利民3。44第2章 工艺技术方案2.1 重点设计工序的生产基本原理二氧化硫氧化为三氧化硫的反应为： （2-1）此反应是体积缩小、放热、可逆反应。这个反应在工业上只有在催化剂存在的条件下才能实现4。 其平衡常数为： （2-2）式中， P、P、P分别为SO3、SO2、O2的平衡分压。在400700范围内，其平衡常数与温度的关系为： （2-3）由此可见，平衡常数在一定范围内随温度的升高而减小。平衡转化率在某一温度下反映了该化学反应可以进行的程度。其表达式为： （2-4）若系统压力为P（MP）初始气体摩尔组成为：SO2 a%，O2 b%以100 mol 的初始气体混合物为计算基准，则达平衡时：被氧化的SO2量：a XT mol消消耗的O2量：0.5a XT mol剩余O2量：b-0.5aXT mol平衡时混合气体的量：100-0.5 a XT mol故氧的分压可以表示为： （2-5）故平衡转化率为： （2-6）2.1.1 最佳温度的选择SO2氧化成为SO3的反应是可逆放热反应，反应温度对反应的影响很大。从平衡转化率的角度，温度低，平衡转化率就高，操作温度低有利；从反应速率的角度，温度高，反应速率就快，操作温度高有利，但是催化剂有活性范围，太高太低都不行。反应是由化学动力学控制，可由动力学模型用一般求极值的方法导出最佳温度计算公式： （2-7）则各段转化最佳温度：一段进口：383.2 一段出口：590二段进口：495.5 二段出口：529.2三段进口：472.5 三段出口：487.9四段进口：487.9 四段出口：479.8五段进口：436 五段出口：436.72.1.2 SO2最适宜浓度的选择SO2最适宜浓度必须要保证产量和最大经济效益。硫酸产量决定于送风机的能力。硫酸厂系统的阻力的70%集中在转化器的催化剂层。SO2的浓度过低，将会影响硫酸的产量。但要是增加SO2的浓度，又必须要增加催化剂的填装量。也就增加了催化剂层的的阻力。SO2最适宜浓度和催化剂层的阻力有很大的关系。实践中，在两转两吸的工艺条件下，SO2的进口浓度在9.8%最适宜。2.1.3 催化剂的选择在硫酸生产过程中，研制耐高温高活性催化剂相当重要，普通催化剂允许起始的(SO2)在10%以下，若能提高它们的耐热性，在高温下仍能长期的保持高活性，就可以允许大大提高起始的(SO2)，不但能增加生产能力，降低生产成本，而且能获得满意的SO2转化率.现在我国广为采用的是S101-2H型、S107-1H型和S108-H型三种催化剂，它们为环状钒催化剂.在本设计中催化剂采用国产的S107型催化剂。S107催化剂的主要物理化学性质见下表：表2.1 S107催化剂主要物理化学性质表颗粒尺寸(mm)5(1015) 圆柱形堆积密度kg/L0.5-0.6机械强度15起燃温度 （）360 370正常使用温度（）480580最高耐热温度（）600 反应速率常数可以直接使用以下计算公式： （2-8）而转化率小于60%，温度低于460时则用下式： （2-9） 2.2 重点设计工序的生产方法选择论证 2.2.1 干吸流程的选择论证“两转两吸”硫酸生产装置，干燥和吸收系统一般均设有“塔槽泵酸冷却器塔”的浓硫酸循环过程，常见的干燥吸收流程有以下四种6。流程一：三塔三槽三泵流程图2.1 三塔三槽三泵流程示意流程二：三塔两槽三泵干燥吸收各自独立流程图2.2 三塔两槽三泵干燥吸收各自独立流程示意该流程沿用矿制酸和冶炼烟气制酸的干燥和吸收工艺，按循环槽数量可分为“三塔三槽”工艺流程见图2.1和“三塔两槽”工艺流程见图2.2。“三塔三槽”工艺流程系指干燥塔、一吸塔、二吸塔分别具有各自独立的循环酸系统繁荣流程； “三塔两槽”工艺流程系指干燥塔配有独立循环槽、而两台吸收塔合用一台循环槽的流程各循环酸系统的浓度靠相互间的串酸和加水控制。 流程三：三塔两槽三泵干燥酸与一吸酸混合流程图2.3 三塔两槽三泵干燥酸与一吸酸混合流程示意流程四：三塔一槽一泵流程 图2.4 三塔一槽一泵流程示意通过对上述四种干吸流程的分析比较，对于目前国内大、中型硫磺制酸装置，认为干吸流程宜采用流程三（三塔两槽三泵干燥酸与一吸酸混合流程），理由如下：（1）流程一所使用的管线复杂，设备多，控制点多，容易造成管道泄漏的点多，控制麻烦。第一吸收塔酸循环泵输送的循环酸温度较高，这样就对酸泵的耐腐蚀性能提出了较高的要求，就国内目前制造酸泵的材料而言，尚不能满足要求，而且投资费用较高。 （2）流程二与流程三相似，设备数量相近，但与流程三相比，由于吸收塔的循环酸温较高，因此酸循环槽中酸温度较高，对循环酸泵和酸冷却器的耐腐蚀性能要求高，同样的。国内目前制造酸泵的材料而言，也不能满足要求；又由于流程二的串酸量大，串酸管线多，因此酸泵的扬量大，电耗多，操作费用高，控制点也多。（3）流程四虽然其流程简单、设备数量少、控制点少，但对于大、中型硫酸装置而言，由于三塔合一槽，合用一台酸循环泵，所以酸泵的扬量大，而目前国内大扬量酸泵和酸冷却器的设计及制造尚无业绩，无法在实际运用。（4）采用流程三的干吸流程（见图2.3），可改变流程一的复杂和繁琐，避免了流程二吸收过程中酸里溶解的SO2 在二吸塔解吸而污染大气，解决了流程四中大扬量酸泵等设备制作困难的矛盾。2.2.2 转化流程的选择论证自从20世纪60年代来硫酸生产中SO2转化工艺最大的进步是采用了了两次转化、两次吸收的工艺，即两转两吸。该工艺的关键是保持转化工序的热量平衡，使转化反应维持在某一理想的温度下进行。 现在我国两转两吸大多采用“3+1”四段转化和“3+2”五段转化的工艺。在同规模、同转化率的硫磺装置中，这两种转化工艺在设计上的主要区别如下：（1）催化剂填量不同 SO2氧化为SO3的化学反应是可逆放热反应，只有在低温下平衡转化率高，由于反应活化能高，因此工业上需要用催化剂使反应在不太高的温度下进行的足够快。对于一定组分的原料气在某一催化剂下反应，为达到一定的SO2转化率，其反应速率有一个极大植，所对应的反应温度为最佳温度。随着反应转化率的提高，最佳温度逐渐下降。因此随着反应的进行，要采取相应的方法来降低反应的温度。转化反应的速度决定了炉气在反应中需要的接触时间，也就决定了催化剂的用量。转化反应分段越多，其反应温度就越接近最佳温度，催化剂的用量在理论上也就越少。采用“3+1”四段转化的催化剂填量比“3+2”五段转化要高一些。（2）工艺流程不同 “3+2”五段转化为了控制转化器五段的进口转化气温度，需要增加四段出口转化气的换热设备，或者采用冷激式转化流程。目前国内外硫磺制酸装置大多在转化器的四段出口设置中温蒸汽过热器，用中压蒸汽与四段出口的转化气进行换热，大大降低了进五段的转化气温度，也充分利用了转化气的余热。常见的“3+1”四段转化和“3+2”五段转化工艺流程图如下：图2.5 “3 + 2”五段转化工艺流程示图2.6 “3 + 1”四段转化工艺流程示主要经济指标分析：（1）根据新的国家环保标准规定，硫酸装置排放的尾气中SO2浓度必须低于960mg/m(标准状况)，为此要求装置的最终转化率应达到99.75以上。采用“3+1”或“3+2”转化工艺，都可使装置排放的尾气中SO2浓度符合新标准规定的指标。（2）转化流程的选择除要考虑环境保护外，主要取决于所用的钒催化剂和进转化器炉气中SO2浓度的高低。与“3+1”四段转化相比，“3+2”五段转化工艺可在含SO2浓度较高的原料气下获得同样高的最终转化率。在原料气中SO2浓度相同的条件下，“3+2”流程对达到要求的最终转化率更有保障。（3）在当前的条件下，如果采用进口催化剂，应选用“3+1”四段转化；若采用国产催化剂，则适宜选用“3+2”五段转化。因为本设计所选的催化剂为国产的S107催化剂，故将采用“3+2”五段转化的转化流程7。2.2.3 硫磺制酸的废热利用近几年来，由于国际市场硫磺价格下跌，国内企业纷纷改建或新建硫磺制酸装置。硫磺制酸装置蕴藏着大量的废热，如能加以回收利用，经济效益相当可观。在市场经济竞争日趋激烈的今天，废热利用将是提高硫酸产品竞争力的重要途径。2.3 设备选择论证2.3.1 废热锅炉的选择废热锅炉有水管锅炉和火管锅炉两种。20世纪90年代中期建成的中小型硫磺制酸装置大多采用水管锅炉。目前一些大型硫磺制酸装置采用强制循环水管锅炉，运行情况较好。火管锅炉具有烟气密封性好、操作弹性大、检修方便、设计制造容易等优点。自20世80年代，北京、上海等厂首批引进火管锅炉后，无锡某厂等硫酸企业相继采用了国产火管锅炉。有的厂家火管锅炉出现了局部泄漏等情况，看来国产火管锅炉制造厂家还需在提高质量、杜绝泄漏上下功夫。水管、火管锅炉各有千秋，大型硫磺制酸装置多选择卧式火管锅炉，由锅壳、气泡、进出口烟道和管系四部分组成。为避免高温烟道气直接冲刷锅壳的前管板，在前管板表面浇筑了耐高温的耐火保护层，并在烟道气管进口处安装了耐高温保护套管，该保护套管材质为刚玉。烟气由烟道分流，纵向冲刷烟管，在出口烟道内汇流引出。锅炉全部重量由与下部炉体想界的两个只座支撑于水泥墩上，其中的一个支座为活动支座以满足炉体膨胀量的要求9。2.3.2 焚硫炉的设计焚硫炉是硫磺制酸的关键设备，焚硫炉运行时要保证液硫的雾化效果，即采用高质量的液硫雾化装置；同时也要保证空气与雾化的硫磺充分混合，以使液硫在炉中充分燃烧。目前国内焚硫炉主要有两种形式：一是使用最多的圆桶型卧式焚硫炉，炉头每只磺枪分别配有空气旋硫装置；二是一次扩大型卧式焚硫炉，炉头设有大蜗型旋硫装置，旋硫装置中间放置数根磺枪。大型焚硫炉结构简单、容积强度大，国内外大、小规模的装置都采用卧式钢制圆筒内衬耐火砖和保温砖结构。液硫通过喷枪进入炉内，雾化的硫磺与进炉空气充分混合燃烧。为强化硫磺与空气混合均匀，炉内设置多道挡板，在顶部设置了两个切向进气口，并在挡墙之间设置了二次进风，一是补充空气，二是调节炉内温度，不至使硫升华。2.3.3 转化器的选择目前我国设计的转化器流速普遍较低，不能保证炉气在催化剂层内均匀分布，应适当提高转化器内炉气的流速。但应注意两点：一是流速增加后，催化剂层的加高，阻力也按比例增加。二是要有足够的高度，如果采用大环状钒催化剂时，由于容积增加，也相当于增加催化剂层的高度。转化器的内部构件有两种：一种是以耐热铸铁为主要材料的结构；另一种是以普通钢材和少量耐热不锈钢为主要材料的结构。以钢材和少量耐热不锈钢材为主要材料的无立柱的结构，较适用于小型的转化器。应特别注意第一段催化剂层的篦子板，因其操作温度达600，普通钢材在高温下的强度显著减弱，使用一段时间后，会引起中部下陷，严重时将产生篦子板塌陷。故应采用第一种结构的转化器10。2.3.4 酸冷却器由于采用高温吸收技术，一吸塔出塔酸温较高，因此采用带阳极保护管壳式酸冷却器，目前国内80万吨/年、60万吨/年、40万吨/年、30万吨/年大型硫磺制酸装置均采用此种酸冷器，操作可靠，冷却效果好。2.3.5 省煤器两台省煤器均为立式碳钢壳体，盘管为铸铁翅片管，水走管程。中间省煤器只有一组盘管，最终省煤器则有两组盘管，其中一组为锅炉给水预热盘管，另一组为饱和蒸汽预热盘管，饱和蒸汽预热盘管位于最终省煤器的顶部温度较高部位。锅炉给水及饱和蒸汽依次流经3组盘管，其先后顺序由工艺气体的温度决定。省煤器底部壳体有耐酸衬里并带一密封罐，防止由于烟气冷凝而引起的腐蚀。2.3.6 过热器转化一段、五段出口蒸汽过热器为全合金钢制立式矩形箱体结构，露天布置。自上而下布置有高温和低温两段过热器管束，蒸汽与烟气呈逆向流动。在两段过热器之间设有喷水减温器，以调节出口蒸汽温度。减温器和连接管道均在合金钢箱壳外面。两段过热器均由进出口联箱和带螺旋翅片的蛇形管组成，蛇形管的直段带翅片，弯头部分是光管，直段翅片管位于箱体通道箱内，进出口联箱和弯头则放置在两端的弯头箱内，以方便安装与检修。2.3.7 硫酸生产中的三废治理（1）废气中有害物质从吸收塔排出的尾气中，仍还有少量的二氧化硫，一般含量在0.5%左右（体积分数），尾气中含有微量的三氧化硫和硫酸沫。尾气中二氧化硫的含量与二氧化硫的转化率直接有关，但实际生产中，使总转化率达到99%以上，尾气中二氧化硫含量达到排放标准是有一定困难的，一般对尾气进行回收，尾气回收的方法目前主要是氨-酸法和碱法。（2）废水处理硫酸生产中排出大量污水和污酸，其量与炉气净化流程有关，酸洗法流程排出含酸污水较少，而水洗法流程污水排放量则很大，每生产1t硫酸要排出10-15t污水，污水中除含有硫酸外，还含有砷2-20mg/L，含氟10-100mg/L，以及铁、硒、矿尘等。目前，对于硫酸工业的污水处理，普遍采用电石渣中和法或石灰中和法。（3）废渣处理硫磺含硫量为25%-35%时，每生产1t硫酸副产0.5-0.7t烧渣，烧渣中含较少的铁和一定数量的铜、铅、锌、钴等有色金属。废渣在水泥生产中也可以作为铁助溶剂、炼铁原料和氯化剂(如CaCl2)进行氯化熔烧处理回收浇渣中大部分有色金属和贵金属，回收后烧渣还可炼铁；烧渣还可用于制造铁红，液体三氧化铁，以及Fe(OH)3，作净水剂等。第3章 工艺计算3.1物料衡算3.1.1 已知条件生产能力: 150kt/a (98% H2SO4)年工作日: 300天 小时产量： 转化率： x=x1+(1-x1)x2其中：x1、x2分别表示第一、第二转的转化率；x总转化率。考虑“3+2”流程，其中总转化率达99.8%； 取X1=93.5% ， X2=96.9% ， 吸收率: 99.98% 转化进口SO2浓度 9.9% 转化进口SO3浓度 0.4% 产品酸浓度：98.0%硫酸 转化进口H2O(g)含量 0.09g/Nm3实际设计小时产量为: t/h 硫磺质量： 含 S 含 H2O 0.24%含 灰分 0.72% 气象条件： 取七月份平均气温作为设计温度:25.5； 空气平均相对湿度:79.0%； 年平均大气压:100.63kpa。3.1.2 系统物料衡算 （1）转化进口气量的确定 小时产酸所需要SO3量:第一次转化吸收SO3的量：设转化进气量为M kmol/h，则吸收的SO3的量为： 同理，第二次转化所吸收的SO3量： 解得: M=2.1841kmol/h =2.1841100022.4=48923.84Nm3/h 转化进口气体组成： SO2 9.9%SO3 0.4%N2 x%O2 对O2作物料衡算： O2 N2 x% 空气中: 解得：X%=79.158% O2=10.542% 转化进气组成（干基）如下表所示： 表3.1 转化进气组成表组分SO2SO3O2N2合计量（%）9.90.410.54279.158100 转化气体中含H2O(g)量：=4.4031kg/h （2）硫磺消耗量： 每小时产酸量：17.9591t/hS H2SO432 98 X 17.9591解得： 原料硫磺含硫99.04%，考虑硫处理过程中收率为98.5%，则原料硫磺的实际消耗量： 5.864298.5%99.04%=6.0112t/h 每吨酸消耗的原料硫磺的消耗定额:6.011217.9591=0.3347t/h (100%H2SO4)（3）消耗的空气量： 转化器进口气体中N2的量： Nm3=1728.8899kmol/h则干空气量为：=49021.6877Nm3/h=2188.4682Kmol/h 转化器一段空气的平均分子量： 由此可得干空气的平均分子量：t/h（4）空气带入的水量： 七月平均温度：25.5空气平均相对湿度:79.0% 年平均大气压:100.63kpa25.5下饱和水蒸汽压力用Antoine 公式【12】计算： （3-1）式中，Pvp ，bar (105pa)；T，K。其中 A=11.6834 ，B=3816.44，C=-46.13。解得 ： ， 因此干空气的湿含量为： =0.0151 故空气带入水量为：=938.5027kg/h （5）空气干燥除去水量： 空气带入水量为938.5027kg/h硫磺带入水量，若考虑熔硫中水分除去率为90%，则精硫带入的水量为： 6.0112100098.5%0.24%（190%）=1.4210Kg/h 转化进气带入水量：4.4031kg/h 干燥过程除去的水量： 938.5207+1.4210-4.4031=935.5026kg/h 干燥效率:=99.682%3.1.3 空气干燥 （1）空气用量： 干空气量：49021.6877Nm3/h 水 量：938.5027kg/h（2）干燥空气量: 干空气量：49021.6877Nm3/h 水 量: 4.40311.4210=2.9821kg/h（3）干燥酸:进口酸温度：当地七月份平均温度为25.5，若考虑T=10循环水温度为34.5，则酸温温度为44.5。 酸浓度：98% H2SO4作为干燥剂在44.5下，密度为1.812t/m3。干燥塔直径: 空塔气速0.8m/s ，主鼓风机设在塔后， 操作压力：P=100.63-2=98.63kpa 操作温度：操作气量：V0=M(1-9.9%93.5%0.5)，则 喷淋密度:12m3/(m2h) 喷淋酸量:其中， H2SO4 : 411.502198%=403.2721t/h H2 O： 401.50212%=8.2300t/h 出塔酸量: 其中， H2SO4: 403.2721 t/h H2O: 412.7282-403.2721=9.4561t/h出塔酸浓度: 98%-97.71%=0.29%干燥塔填料容积取9m3/(Nm3s)，填料高度为:（4）操作气速的校核: （3-2） 取瓷矩鞍填料则，公称尺寸=25mm，A=0.176 酸温度：则， m/s2 带入计算得： 空气带入热： 空气进口温度25.5 进口干空气量： 带入水量：938.5027kg/h，干空气： 则 O2：kcal/(kmol)N2 ： kcal/(kmol)H2O：kcal/(kmol) 空气带入热： 酸带入热量： T=44.5， 98%硫酸热含量：65.18kJ/kg 则， 酸稀释热：溶解1mol H2SO4于n mol水中放出的热为被称为稀释热 (硫酸) 入口酸：(硫酸) 热损失： 空气带出热： 干空气量：，水蒸气：3.659kg/hCp： kcal/(kmol)kcal/(kmol)kcal/(kmol) 空气带入热为： 3.2 焚硫3.2.1 炉气量SO2量：耗氧量：炉气组成 (干基)见下表： 表3.2 炉气组成统计表组分SO2SO3O2N2合计Nm3/h4044.4298163.41134306.704932338.280240852.8262%9.90.410.54279.1581003.2.2 进口量 干燥空气 : 其中， 3.2.3 焚硫炉选用日本三井公司制造的卧式焚硫炉，其容积热强度q取为160000kcal/(m3.h)时： （3-3）kcal/h式中：G液硫的消耗量，kg/h，G取6011.2kg/hH硫磺燃烧热，2217kcal/kg 又 （3-4）则 焚硫炉的净内长度L和内直径D的比值为而 （3-5） 带入数据计算得：D=3.3589m L=9.4048m3.3 一次转化3.3.1 计算并绘制平衡曲线已知平衡转化率 式中：P为操作压力（绝压）；a%：原始气体混合物中二氧化硫的浓度；b%：原始气体混合物中氧气的浓度； Kp：平衡常数；（atm-0.5）； XT：平衡转化率； 其中： 带入计算结果如下表，根据催化剂的适用范围，设初始温度为380，由试差法可计算出如下所示关于转化率-温度数据:表3.3 一转平衡曲线数据表温度（）平衡常数平衡转化率XT温度（）平衡常数平衡转化率XT380732.86830.995253028.99520.8908390564.63860.993754024.39060.9728400438.40980.992055020.60270.8528410342.93120.989756017.47410.8309420270.15420.987057014.87860.8071430214.27080.983758012.71650.7815440171.05550.979659010.90820.7542450137.4