硫酸厂毕业设计新.doc

北京化工大学毕业设计 年产年产 12 万吨烟气制酸工艺设计万吨烟气制酸工艺设计 院校院校 北京化工大学北京化工大学 专业专业 化学工程与工艺化学工程与工艺 班级班级 黔化升黔化升 101 姓名姓名 陈青松陈青松 学号学号 002 指导老师指导老师 王谨院长王谨院长 北京化工大学毕业设计 诚信声明诚信声明 本人声明 我所呈交的本科毕业设计论文是本人在导师指导下进行的研究工作及取得的研 究成果 尽我所知 除了文中特别加以标注和致谢中所罗列的内容以外 论文中不 包含其他人已经发表或撰写过的研究成果 与我一同工作的同志对本研究所做的任 何贡献均已在论文中作了明确的说明并表示了谢意 本人完全意识到本声明的法律 结果由本人承担 申请学位论文与资料若有不实之处 本人承担一切相关责任 本人签名 日期 年 月 日 北京化工大学毕业设计 III 毕业设计任务书毕业设计任务书 设计题目 年产 12 万吨烟气制酸工艺设计 学院 北京化工大学贵阳站 专业 化学工程与工艺 班级 黔化升 101 学生 陈青松 指导教师 王谨教授 1 设计 论文 的主要任务及目标 1 将获得的的理论知识和实际知识加以系统化 2 培养独立工作的能力 从而提高分析问题解决问题的能力 3 培养查阅有关工程资料的能力和独立分析运用资料处理问题的方法 4 了解化工建设中的相关方针 政策 法令和规章制度 5 培养全面性化工过程系统的初步拟定能力 2 设计 论文 的基本要求和内容 1 掌握主反应化学反程式 2 掌握工艺流程 所设计工艺流程基本完备 画出工艺流程图及主要设备结构图 3 设计说明书语言描述简明通顺 化工计算式准确 包括热量衡算 物料衡算和 工艺吃寸计算 3 主要参考文献 1 化学反应工程 2 物理化学 3 无机化工工艺学 4 化工原理 4 进度安排 设计各阶段名称起 止 日 期 1 毕业实习阶段1 月 15 日至 2 月 1 日 2 文献查阅阶段2 月 2 日至 2 月 20 日 3 设计说明书编写阶段2 月 21 日至 3 月 1 日 4 设计说明书修改润色阶段3 月 2 日至 5 月 10 日 5 北京化工大学毕业设计 IV 年产年产 12 万吨烟气制酸工艺设计万吨烟气制酸工艺设计 摘要摘要 本工程为燃煤锅炉烟气脱硫工程 解吸塔出来的纯净 SO2气体进入制酸系 统的干燥塔与空气混合稀释后进行制酸 本套硫酸装置是为了有效处理烟气脱硫系 统解吸后产生的纯净 SO2气体 属于脱硫副产品回收装置 其生产能力取决于脱硫 装置回收的 SO2量 而脱硫装置回收的 SO2量又取决于燃煤中硫的含量 根据甲方 提供的燃煤含硫量波动范围较大 2 5 且均属于阶段性操作 故要求硫酸系统 有较强的适应范围 为了更好地适应烟气的波动 硫酸系统采用一次转化一次吸收 另加 SO2尾气吸收工艺 该工艺能有效的控制尾气排放不超标 采用一级干燥 一 级吸收 循环泵后冷却工艺与单接触转化工艺相对应 为了更好地适应烟气量和浓 度的波动 维持系统自热平衡 硫酸转化系统采用了一次转化一次吸收工艺 本设计是进行 12 万吨 H2SO4 年烟气制酸系统工艺设计 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 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 即完成课程设计说明书 关键词关键词 催化剂 物料衡算 热量衡算 关键词 一转一吸 物料一转一吸 物料衡算衡算 4 2 1 1 工作原理工作原理 干 吸系统的干燥塔和吸收塔均为散装填料塔 烟气自下而上进入 与由上而 下喷淋的浓硫酸液在填料层进行气液逆向吸收反应 干燥塔的功能是利用 95 H2SO4的吸水性 对脱硫系统解析出的 SO2气体和稀释空气中的水份进行吸收 北京化工大学毕业设计 V 达到干燥混合烟气的目的 吸收塔的功能则是利用 98 H2SO4吸收转化系统生成的 气态 SO3 制成成品硫酸 北京化工大学毕业设计 VI 目目 录录 前前 言言 6 第第 1 章章 7 第 1 1 节 7 第 1 2 节 8 1 2 1 错误 未定义书签 错误 未定义书签 1 2 2 错误 未定义书签 错误 未定义书签 第第 2 章章 必须另起一页 必须另起一页 错误 未定义书签 第 2 1 节 错误 未定义书签 错误 未定义书签 第 2 2 节 错误 未定义书签 错误 未定义书签 结结 论 必须另起一页 论 必须另起一页 12 参考文献 必须另起一页 参考文献 必须另起一页 15 致致 谢 必须另起一页 谢 必须另起一页 16 北京化工大学毕业设计 前前 言言 毕业设计是化学工程与工艺专业学生学完全部专业课程后所进行的一次全 面性 综合性的一次设计 目的在于巩固所学知识 进行融汇贯通 将所获理 论知识和实际知识加以系统化 培养独立工作的能力 从而提高分析问题和解 决问题的能力 二氧化硫烟气的危害大致表现在三个方面 一是危害人体健康 二是危害生态环境 三是腐蚀金属材料和设备 酸雨 还加速了许多用于建筑结构 桥梁 水坝 工业装备 供水管网 地下储 罐 水轮发电机组 动力和通讯设备等材料的腐蚀 鉴于以上等原因 二氧化硫已严重影响人们的身体健康和环境 此外 大 量二氧化硫若被放空 也是对资源的浪费 因此有效地控制大气中的二氧化硫 已成为刻不容缓的研究课题 对于控制大气中的二氧化硫来说 治理二氧化硫 烟气污染是企业的当务之急 若烟气中二氧化硫浓度比较低时 只能采用烟气脱 硫技术 国内外早已对二氧化硫脱硫进行研究 这些方法对减少二氧化硫排放起 到积极作用 烟气中二氧化硫浓度低于 2 称为低浓度二氧化硫烟气 对于低 浓度二氧化硫烟气 一般需采用烟气脱硫方法进行处理 本套硫酸装置是为了有效处理火电厂锅炉尾气 烟气脱硫系统解吸后产 生的纯净 SO2气体 属于脱硫副产品回收装置 其生产能力取决于脱硫装置回 收的 SO2量 而脱硫装置回收的 SO2量又取决于燃煤中硫的含量 根据设计初 始条件中提供的燃煤含硫量波动范围较大 2 5 且均属于阶段性操作 故 要求硫酸系统有较强的适应范围 为了更好地适应烟气的波动 硫酸系统采用 一次转化一次吸收另加 SO2尾气吸收工艺 该工艺能有效的控制尾气排放不超 标 硫酸生产在国内已有近百年历史 经过多年发展 工艺术技术已相当成熟 故在此不对生产技术作过多赘述 但对于化学工艺过程的总体控制而言 于我 们仍很生疏 学习是一个循序渐进的过程 不能一簇而就 只能由浅而深 逐 步推进 从而举一反三 而就为了尽快熟悉以至掌握化学工程工艺过程设计 因此选择了一个相对成熟且简单的产品 且学生曾供职于国内某企业 主要负 责硫酸生产工艺技术控制 故而选择了硫酸 北京化工大学毕业设计 8 第第 1 章章 设计方案的设计方案的确定确定 第第 1 节节 原始资料原始资料 贵州某企业技改工程的实施 其热电分厂将新建 4 台 160t 中温中压循环流 化床锅炉 拟配套建设锅炉烟气脱硫装置 以实现锅炉尾气达标排放的目标 该项目 4 台循环流化床锅炉为三用一备工作方式 单台锅炉出口烟气量 195180Nm3 h 烟气温度 145 因工厂锅炉燃用煤来源较为分散 煤质相差较大 且煤含硫量普遍较高 设计煤种含硫 4 95 校核煤种含硫 6 53 锅炉出口烟气 SO2含量达到 11500 mg Nm3 在这种烟气条件下 普通的干 湿法石灰石 石膏脱硫工艺存在 各种难以克服的问题 然而较高的 SO2浓度 为采用 SO2回收工艺提供了良好 的条件 第第 2 节节 项目选择的必要性项目选择的必要性 1 2 1 符合国家产业政策 目前我国外排二氧化硫每年约 2300 2400 万吨 相当于损失了约 3600 万吨 硫酸 由此造成的直接经济损失约 1300 亿元 间接损失更是不计其数 如我国 国土的 40 是酸雨区和二氧化硫污染区 世界上前十大污染城市中有八个在中 国 有三分之二城市空气质量超过 III 级标准 但另一方面我国又是硫资源极度缺乏的国家 近几年随着进口磷肥量的减 少 国内磷肥产业飞速发展 国内硫资源的贫乏现象进一步显现 为此 我国 每年需进口硫磺约 500 万吨 如果能从燃烧锅炉及其它炉窑中外排废气治理中 回收 SO2 达到既消除污染又使资源得到有效利用是人们的追求的目标 也符 合国家提出的发展 循环经济 的要求 1 2 2 切合贵州的资源条件 贵州省是煤炭资源丰富的地区 已探明的蕴藏量达 526 亿吨 其中贵阳市 为 8 95 亿吨 但贵州煤的主要特点是普遍含硫高 平均 S 含量在 3 以上 因 此煤燃烧后烟气中二氧化硫含量往往较高 若采用常规的抛弃法治理 治理成 本较高 而若改用回收法则煤中高含量的硫则成了宝贵的资源 可部分弥补贵 州地区硫 磷资源不匹配的格局 就该企业而言 新建四台锅炉的尾气治理回收 每年可生产硫酸近 10 万吨 且采用回收工艺生产的硫酸在生产成本 产品质量上有较大的竞争优势 因此 脱硫副产品 硫酸在贵阳地区有较好的市场销售前景 二则某企业所在地贵阳市 是全国循环经济生态试点城市 而本工程采用的回收法是一个循环经济的典范 因此既符合当地资源条件 又符合政策要求 1 2 3 保持企业的可持续性发展 仅就脱硫效率而言 由于半干法循环流化床脱硫技术的工艺特点决定了其 脱硫效率远低于湿法脱硫技术 因此对于该企业燃用高硫煤要达到环保要求 北京化工大学毕业设计 9 400mg Nm3 必须要求循环流化床锅炉脱硫效率达到 85 以上 但这样增加 了锅炉的运行负荷 降低了锅炉的使用寿命 而随着国家环保标准日益提高 该半干法脱硫工艺技术的适应能力更成问题 第四节第四节 设计原则设计原则 1 4 系统设计原则如下 1 采用国内外烟气制酸先进工艺技术和设备 但为了节约投 资 整套制酸装置的技术装备以满足生产要求为基准进行设计 2 在成熟可靠的前提下全部采用国产化设备及材料 设计中 充分考虑到烟气量波动的特点 以保证设计装置的稳妥可靠 3 设备选型应力求节能 安全 4 控制系统简单 可靠 实用 二氧化硫转化为三氧化硫 一般情况下是不能进行的 必须借助于催化剂起催 化作用 经过净化的二氧化硫气体 通过催化剂作用 被氧所氧化 生成三氧 化硫 再用水加以吸收 即得硫酸 其反应式如下 SO2 1 2O2 SO3 Q SO3 H2O H2SO4 Q 第五节第五节 设计主要工艺技术指标设计主要工艺技术指标 1 处理烟气量 23010Nm3 h 2 SO2浓度 入干吸工段 87 0 3 SO2浓度 入转化工段 12 0 4 转化率 95 5 吸收率 99 95 6 风机出口水分含量 0 1g Nm3 7 电耗 6617 6k kwh 北京化工大学毕业设计 10 8 新水耗量 681m3 d 9 循环冷却水耗量 22484m3 h 北京化工大学毕业设计 11 第二章第二章 主要设备工艺计算主要设备工艺计算 2 12 1 原始数据原始数据 2 1 12 1 1 产量产量 以每小时产量为基准进行计算 本设计生产能力 12 万吨 年 按年开车 7920h 计算 可知车间每小时硫酸的生产量 为 ht 15 15 7920 1000012 2 1 22 1 2 炉气成分炉气成分 SO2 10 6 O2 6 35 N2 83 2 2 1 32 1 3 炉气水分含量炉气水分含量 0 1mol mol 干炉气 2 1 42 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 2 1 52 1 5 转化率及吸收率转化率及吸收率 转化率 95 吸收率 99 北京化工大学毕业设计 12 2 22 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 2 2 12 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 1 进干燥塔气体成分 进干燥塔气体成分 hkmolOH hkmolN hkmolO hkmolSO 9 148 123741 94 6 157 1 0 1237 6 10 2 83 6 157 41 94 6 10 35 6 6 157 6 157 99 0 99 0 1 98 100015 15 2 2 2 2 炉气成分见下表 表 2 1 进干燥塔炉气成分 项目 kmol hkg hm3 h SO2157 610086 43530 2410 60 O294 413021 122114 786 35 N212373463627708 883 20 1489 0147737 6633353 82100 15 H2O148 92680 23335 36 2 2 干燥塔出口气体含水量 干燥塔出口气体含水量 设出干燥塔气体中含水量为 0 1g m3 则干燥塔出口气体含水量为 hkg 34 3 1000 82 333531 0 3 3 吸收塔循环酸与干燥塔循环酸对串酸量 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 20 2 2680 由平衡得 3 SOxy 92 75 80 3 2 北京化工大学毕业设计 13 yx054 1 7592 0 8 0 3 3 将式 3 3 带入式 3 1 hkgy hkgx yy 49818 52508 054 12408 0 20 2 2680 4 4 循环酸量 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 出塔酸C 浓度 92 5 干燥塔吸水量 2680 2 3 34 2676 86kg h 由物料平衡得 5 92 86 676210007974 1 9310007974 1 XX 解得 X 275 43 采用 280的酸泵 hm3 3 m h 干燥塔循环酸槽物料衡算结果见下表 表 2 2 干燥塔循环酸槽物料衡算表 进物料 kg h出物料 kg h 从干燥塔来 92 5 H2SO4 497717上塔循环 93 H2SO4 495057 98 硫酸 93 硫酸串酸量 4981893 硫酸 98 硫酸串酸量 52508 547535 547565 2 2 22 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 1 干燥塔的热量衡算干燥塔的热量衡算 以 0 为基准进行计算 炉气带入热量炉气带入热量 Q Q1 1 t 40 t 40 SO2带入热量 hkJq 28 26205757 4140 6 157 1 北京化工大学毕业设计 14 O2带入热量 hkJq 87 11091237 294041 94 2 N2带入热量 hkJq 140770645 28401237 3 H2O 带入热量 hkJq 5 194856716 32409 148 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 65 1975532 43211 水的冷凝热水的冷凝热 Q Q2 2 水在 40 时冷凝热为 2406kJ kg hkJQ 16 6440525240686 6762 2 入塔酸带入热入塔酸带入热 Q Q3 3 50 93 H2SO4的热焓 I1 78 7kJ kg hkJQ 31 38961055 7 7810007974 1 43 275 3 93 93 酸稀释热酸稀释热 Q Q4 4 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 kmol 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 北京化工大学毕业设计 15 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 76 3833559816 98 93 0 495057 4 炉气带出热炉气带出热 Q Q5 5 t 45 t 45 SO2带出热量 hkJq 88 29531064 4145 6 157 1 O2带出热量 hkJq 34 124458295 294541 94 2 N2带出热量 hkJq 5 1586452 5 28451237 3 H2O 带出热量 hkJq 38 27374 3245 18 34 3 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 1 2006495 43215 出塔酸带出热出塔酸带出热 Q Q6 6和酸温和酸温 543216 QQQQQQ hkJ 78 49204177 1 200649576 383355931 3896105516 644052565 1975532 则 出塔酸的热焓kgkJI 85 98 86 2676495057 78 49204177 查表 3 3 通过内插法得 92 5 H2SO4 I 98 85kJ kg 时的温度为 t 61 95 硫酸热含量见下表 表 2 3 硫酸的热含量表 热含量 kJ kg 硫酸浓度 质量 40 60 80 北京化工大学毕业设计 16 9263 296 3130 2 9362 495 0129 0 9858 289 2121 0 9957 487 9118 9 2 2 干燥塔循环酸槽的热量衡算 干燥塔循环酸槽的热量衡算 从干燥塔冷却器来的从干燥塔冷却器来的 92 5 92 5 H H2 2SOSO4 4带入热带入热 Q Q1 1 hIkJQ 497717 1 从从 98 98 酸循环系统串来的酸循环系统串来的 98 5 98 5 H H2 2SOSO4 4带入热带入热 Q Q2 2 hkJQ 1 395256034 7949818 2 式中 79 34 为 98 5 H2SO4 的热焓 kJ kg 混合热混合热 Q Q3 3 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 144 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 84 4697 98 1 925 0 497717 1 北京化工大学毕业设计 17 hkmolm 72 500 98 1 985 0 49818 2 22113213 qmqmqmmQ hkJ 2 1467898 8 16501596905355072171608 329972 5001469984 46971388372 50084 4697 上塔酸带出热上塔酸带出热 Q Q4 4 hkJQ 7 3880256738 78495057 4 串往串往 98 98 酸循环槽的酸循环槽的 93 93 H H2 2SOSO4 4带出热带出热 Q Q5 5 hkJQ 411557738 7852508 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从干燥塔冷却器来的硫酸温度 由热量平衡得 54321 QQQQQ 4 37497686497717 4115577 7 38802567 2 14678981 3952560497717 I I I 75 34 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 干燥塔热量衡算结果见下表 2 4 及 2 5 表 2 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 Q1 1975532 65 炉气带出热 Q5 2006495 1 水的冷凝热 Q2 6440525 16 出塔酸带出热量 Q6 49204177 78 入塔酸带入热 Q3 38961055 31 93 硫酸稀释热 Q4 3833559 76 入塔总热量 51210672 88 出塔总热量 51210672 88 北京化工大学毕业设计 18 表 2 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 Q1 37497686 4 上塔酸带出热 Q4 38802567 7 98 5 H2SO4带入热 Q2 3952560 1 93 H2SO4 带出热 Q5 4115577 混合热 Q3 1467898 2 带入总热量 42918144 7 带出总热量 42918144 7 北京化工大学毕业设计 19 第第 2 3 节节 吸收塔的物料衡算吸收塔的物料衡算及热量衡算及热量衡算 2 3 12 3 1 物料衡算物料衡算 1 1 进塔气体成分 进塔气体成分 hkmolN hkmlO hkmolSO hkmolSO 75 680 04 9 2 07 6 07 12 07 692 0 99 0 73 86 87 099 0173 86 2 2 3 2 进最终吸收塔气体成分见下表 表 2 9 进最终吸收塔气体成分 项目 kmol hkg hm3 h SO20 8755 6819 49 SO36 07485 60135 97 O29 04289 28202 50 N2680 7519061 0015248 80 696 7319891 5615606 76 2 2 吸收 吸收 SOSO3 3量 吸收率为量 吸收率为 99 99 99 99 hkmol 01 699 0 07 6 3 3 出塔 出塔 SOSO3 3量量 hkmol 06 0 01 607 6 出最终吸收塔气体成分见下表 表 2 10 出最终吸收塔气体成分 项目 SO2SO3O2N2 kmol h0 870 069 04680 75690 72 北京化工大学毕业设计 20 4 4 上塔酸量 上塔酸量 G G 为了便于管理 吸收塔仍采用 180 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 28836810008023 1160 5 5 出塔酸量 出塔酸量 hkg 8 2888488001 6 288368 6 6 出塔酸浓度 出塔酸浓度 出塔酸中含 SO3 03 80 100 8 288848 8 4808 0288368 相当于出塔酸浓度 98 04 H2SO4 最终吸收塔物料衡算结果见下表 表 2 11 最终吸收塔物料平衡表 进物料 kg h出物料 kg h 98 H2SO4 288368 098 04 H2SO4 288848 8 进塔 SO3气体 485 6出塔 SO3气体 4 8 288853 6 288853 6 2 3 22 3 2 吸收循环槽物料衡算吸收循环槽物料衡算 吸收循环槽物料衡算结果见下表 表 2 12 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 294688 0 上中间吸收塔 98 H2SO4 288368 0 吸收塔排管来 98 04 H2SO4 288848 8 上最终吸收塔 98 H2SO4 288368 0 93 塔串来 93 H2SO4 28901 0 串去 93 塔 98 H2SO4 27420 0 产成品 98 H2SO4 8333 3 612437 8 612489 3 北京化工大学毕业设计 21 2 3 32 3 3 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 1 1 进塔气体带入热量 进塔气体带入热量 Q Q1 1 t 180 t 180 SO2 带入热量 hkJq 35 661625 4218087 0 1 SO3 带入热量 hkJq 90 61023852 5518007 6 2 O2 带入热量 hkJq 86 48711936 2918004 9 3 N2 带入热量 hkJq 30 357557118 2918075 680 4 式中 42 25 55 852 29 936 29 18 分别为 0 180 温度内 SO2 SO3 O2 N2 的 平均热容 kJ kmol K hkJqqqqQ 41 3691923 43211 2 2 入塔酸带入热 入塔酸带入热 Q Q2 2 入塔酸温 55 浓度 98 H2SO4 热焓 I 81 43kJ kg hkJQ 24 2348180643 81288368 2 3 3 吸收反应热 吸收反应热 Q Q3 3 hkJQ 6 8429627013 80 20 8 480 3 式中 7013 为 50 时 98 H2SO4 吸收气体 SO3 的吸收反应热 OH kgkJ 2 4 4 98 98 H H2 2SOSO4 4浓缩为浓缩为 98 04 98 04 H H2 2SOSO4 4的浓缩热的浓缩热 Q Q4 4 hkJQ 46 21105704 0589 1826 37 100 98 288368 4 式中 37 26 及 18 589 分别为 98 及 99 H2SO4 的积分稀释热 OH kgkJ 2 5 5 出塔气体带入热量 出塔气体带入热量 Q Q5 5 t 60 t 60 SO2带入热量 hkJq 32 2183826 416087 0 1 北京化工大学毕业设计 22 SO3带入热量 hkJq 52 183978 506006 0 2 O2带入热量 hkJq 51 15971446 296004 9 3 N2带入热量 hkJq 63 1165103525 286075 680 4 式中 41 826 50 978 29 446 28 525 分别为 0 60 温度时 SO2 SO3 O2 N2 的 热容 kJ kmol K hkJqqqqQ 98 1183441 43215 6 6 出塔酸带出热 出塔酸带出热 Q Q6 6 543216 QQQQQQ hkJ 81 26622192 98 118344146 211057 6 84296224 2348180641 3691923 7 7 出塔酸温 出塔酸温 出塔酸热焓 查表 3 3 然后通过内插法得出塔酸温为kgkJI 17 92 8 288848 81 26622192 62 2 最终吸收塔热量衡算结果见下表 表 2 14 最终吸收塔热量衡算表 项目进口热量 kJ h项目出口热量 kJ h 进塔气体带入热量 Q1 3691923 41 浓缩热 Q4 211057 46 入塔酸带入热 Q2 23481806 24 出塔气体带入热量 Q5 1183441 98 吸收反应热 Q3 842962 60 出塔酸带出热 Q6 26622192 81 入塔总热量 28016692 25 出塔总热量 28016692 25 2 3 42 3 4 吸收循环槽热量衡算吸收循环槽热量衡算 为简化计算 先设吸收塔冷却器出口温度为 53 1 1 吸收塔冷却器来酸带入热 吸收塔冷却器来酸带入热 Q Q1 1 hIkJQ 294688 1 北京化工大学毕业设计 23 2 2 最终吸收塔冷却器来酸带入热最终吸收塔冷却器来酸带入热 Q Q2 2 53 53 I 78 335kJ kgI 78 335kJ kg hkJQ 75 22626970335 788 288848 2 3 3 93 93 H2SO4 98 H2SO4 98 H H2 2SOSO4 4串酸带入热串酸带入热 Q Q3 3 53 时 93 H2SO4的热焓 I 83 59kJ kg hkJQ 59 241583459 8328901 3 4 4 93 93 H2SO4 98 H2SO4 98 H H2 2SOSO4 4串酸混合热串酸混合热 Q Q4 4 hkJQ 08 249819693 0 263 37209 13028901 4 5 5 上塔酸带出热 上塔酸带出热 Q Q5 5 酸温 55 98 H2SO4 I 81 43kJ kg hkJQ 48 4696361243 812883682 5 6 6 串去 串去 93 93 塔酸带出热塔酸带出热 Q Q6 6 hkJQ 60 223281043 8127420 6 7 7 产成品酸带出热 产成品酸带出热 Q Q7 7 hkJQ 62 67858043 81 3 8333 7 8 8 吸收塔冷却器出口温度 吸收塔冷却器出口温度 t t 热平衡 出进 QQ 7654321 QQQQQQQ 28 22334002294688 62 6785806 223281048 4696361208 249819659 241583475 22626970294688 I I hkJI 79 75 北京化工大学毕业设计 24 查表 2 3 然后通过内插法得吸收塔冷却器出口温度为 51 2 吸收循环槽热量衡算结果见下表 表 2 15 吸收循环槽热量衡算表 项目进口热量 kJ h项目出口热量 kJ h 中吸塔冷却器来酸带入热 Q1 22334002 28 上塔酸带出热 Q5 46963612 48 二吸塔冷却器来酸带入热 Q2 22626970 75 串去 93 塔酸带出热 Q6 2232810 60 串酸带入热 Q3 2415834 59 产成品酸带出热 Q7 678580 62 串酸混合热 Q4 2498196 08 49875503 70 49875503 70 第第 2 4 节节 转化工序物料衡算转化工序物料衡算 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 7 2 24 1011 347 8 300 24980 9779 SOkmol 可得实际进气总量为 1 347 84347 8 0 08 kmol 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 4347 8 4 348 1000 2 4 1 进转化器一段气体量及成分 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 2 4 2 出一段气体量及成分 280 1 0 8186 14 512SOkmol 380 0 818665 488SOkmol 北京化工大学毕业设计 25 2 1 10065 48867 256 2 Okmol 2820Nkmol 2 4 3 出二段气体量及成分 280 1 0 9071 7 432SOkmol 380 0 907172 568SOkmol 2 1 10073 57563 2125 2 Okmol 2820Nkmol 2 4 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 由以上计算汇总转化器物料衡算结果于表 5 表 5 转化器物料衡算结果 进一段 Kmol Kg 3 m标 V SO2347 822261 87791 68 O2434 813913 69739 510 N23565 499830 179864 182 4348136005 497395 2100 出一段 进二段 SO263 0984038 31413 41 50 SO3284 74222779 46378 26 77 O2292 4299357 76550 46 95 N23565 499830 179864 184 78 4205 6136005 494206 1100 出二段 进三段 SO231 9282043 4715 20 76 SO3315 525242 17067 87 53 O2274 88795 16156 66 56 N23565 499830 179864 185 14 4187 7135910 793803 6100 出三段 进四段 SO216 9401084 1379 50 41 北京化工大学毕业设计 26 SO3330 926472 07412 27 91 O2269 38619 26033 46 44 N282099830 179864 185 24 4182 55136005 493689 1100 出四段 SO27 687492 0172 20 18 SO3340 227212 27619 48 14 O2264 78471 25929 86 34 N23565 499830 179864 185 34 4177 9136005 493585 51 2 4 5 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 2 4 6 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 北京化工大学毕业设计 27 273 360 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 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 已知出转化器第一段气体温度 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 北京化工大学毕业设计 28 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 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 2 4 7 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 北京化工大学毕业设计 29 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 已知出转化器第二段气体温度 500 所以可得各组分气体的平均摩尔热容 SO2的平均摩尔热容 273 500 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 北京化工大学毕业设计 30 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 2 4 8 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 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 北京化工大学毕业设计 31 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 出转化器第三段气体温度 460 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 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