硫磺制酸焚硫工艺工段设计

. JISHOUUNIVERSITY 专业课课程设计 题 目 名 称 200kt/a硫磺制酸焚硫工段的工艺设计 学 生 姓 名 谭振华 学 号 20104064014 学 院 化学化工学院 专 业 年 级 10级化工1班 指 导 教 师 熊绍锋 职 称 副教授 填 写 时 间 2013年2月2013年3月 化工原理课程设计任务书(一)设计题目 200kta硫磺制酸焚硫工段的工艺设计设计（论文）的主要任务及目标设计的主要任务：根据毕业设计课题要求，结合设计条件，主要完成200kt/a硫磺制酸装置设计说明书、气体流量及组成计算、液体流量及组成计算、气体热量计算、循环酸温计算、主要设备尺寸核算、主要管道尺寸核算。设计目标：采用先进成熟的工艺设备，节能措施和环保措施，达到高效、节能、环保的要求，取得好的经济效益。设计（论文）的基本要求和内容硫磺制酸装置的物料衡算和热量衡算，及主要设备的尺寸计算、定型型号的选择，原辅材料的消耗计算，和带工艺控制点的工艺流程图和设备装备图的绘制，设计说明书的编制。(二)设计任务及操作条件设计任务(1)以硫磺味原料，含S量为S99.5%。(2) 硫磺燃烧率为100%。(3)年产纯硫酸200kt操作条件 (1)硫磺以液态形式进入焚硫炉。 (2)控制鼓风机速率。 (3)控制焚硫炉内的温度。 设备型式喷硫枪，卧式焚硫炉设备工作日：每年333天，每天24小时连续运行，约8000小时。（三）设计内容1）设计说明书的内容1)焚硫炉的物料衡算；2)喷硫枪和鼓风机的速率确定；3)焚硫炉工艺条件及有关物性数据的计算；4)焚硫炉炉体工艺尺寸计算；5) 对设计过程的评述和有关问题的讨论。2、设计图纸要求： 1) 绘制生产工艺流程图（A2号图纸）； 2) 绘制焚硫炉设计条件图（A2号图纸）。 （四）参考资料1物性数据的计算与图表2化工工艺设计手册3化工过程及设备设计4化学工程手册5化工原理1、总 论61.1概述71.1.1项目名称71.1.2设计概况71.2可研的简要综合结论71.3硫酸几种不同的生产工艺81.3.1以硫磺为原料81.3.2以硫铁矿含伴生硫铁矿为原料91.3.3冶炼烟气和其它原料101.4 硫酸的性质101.4.1相对密度111.4.2硫酸的结晶温度111.4.3硫酸的热容、热焓121.4.4硫酸的沸点蒸气压和蒸气组成121.4.5硫酸的粘度13第二章 工艺部分132.1二氧化硫转化反应的基本原理132.2二氧化硫转化三氧化硫工艺操作条件选择和选定理由152.2.1转化反应的温度152.2.2转化反应的进气浓度172.2.3转化器的通气量192.3工艺参数确定202.4 工艺技术方案222.4.1国内外工艺技术概况222.4.2 工艺技术方案的选择232.5工艺设计部分242.5.1快速熔硫与液硫过滤工段242.5.2转化工段252.5.3吸收工段262.5.3.1吸收流程配置的方式272.5.3.2吸收工段的流程272.5.3.3吸收工段主要工艺指标分析272.5.4废热回收工艺282.5.5关于低温位热能回收工艺292.6 原材料、辅助材料和动力消耗定额302.7市场需求预测302.7.1 国内外近期、远期需求量预测30第三章 物料衡算313.1设计要求313.2焚硫炉主体计算313.2.1硫磺焚烧的物料衡算313.2.2气体流量及组成计算333.3 气体热量衡算343.3.1焚硫炉出口炉气温度计算343.3.2 余热锅炉移走热量353.3.3空气预热器空气升温计算363.4主要设备核算363.4.1 焚硫炉363.4.2管道直径核算37第四章 主要设备384.1焚硫炉384.2 转化器384.3干吸塔404.4 循环吸泵414.5气体换热器414.6 空气鼓风机444.7废热锅炉45第五章 设计总结471、总 论1.1概述1.1.1项目名称（1）项目名称： 200Kt/a硫磺制酸工程1.1.2设计概况（1）大力加强工艺流程与设备配套开发的工作，在充分吸取国内外科技成果的基础上，通过设计方案的比较和选择，提高装置的技术水平，完全实现设备国产化，以节约工程建设投资。确保装置技术先进、工程投资省、运行费用低，装置运行可靠性高。做出高水平、高质量、高效益的“三高”设计。（2）在做好主装置设计的同时，要注重节能、环保、安全、消防、抗震、劳动安全及工业卫生的配套设计。“三废”排放必须符合国家的有关标准和本项目环评报告的要求。生产操作的环境条件必须符合国家劳动安全及工业卫生的要求。贯彻执行国家有关环境保护和职业安全卫生的政策和法规。（3）认真贯彻“五化”的设计原则，尽量提高“工厂布置一体化、生产装置露天化、（建）构筑物轻型化、公用工程社会化、引进技术国产化”的程度。贯彻“安全生产，预防为主”的方针，确保本工程投产后符合职业安全卫生的要求，保证职工的安全和健康。（4）在确保工程质量的前提下，尽量降低工程造价，使项目综合技术经济指标达到先进水平。 1.2可研的简要综合结论（1）本项目所产硫酸，作为其它化工产品的原料，符合企业产业链的需要，装置建成后具有较好的经济效益。（2）本项目采用生产技术先进、成熟、可靠，设备全部实现国产化，既降低了工程投资，又为装置长周期稳定运行提供了保障。（3）本项目“三废”治理措施有效，项目建设满足环保要求。（4）本项目财务评价结果良好：项目总投资预计12000万元。综上所述，本项目是可行的，投资是必要的。附：主要技术经济指标序号指标名称单位数量备注一生产规模及产品方案1硫酸100%kt/a200折100%为200 kt/a2蒸汽3.82MPakt/a2401.2吨蒸汽/吨酸二年操作日天3338000小时1日产量吨6002小时产量吨25三主要原材料、燃料用量1硫磺kt/a66.642钒触媒吨新工厂一次添加468吨，之后每年消耗56吨.7200.65t/ M33柴油t/a176开车升温用五公用工程消耗量1供水（补充新鲜水）m3/h5001005吨水/吨酸2用电负荷380V（总装机容量）KW382585度/吨100吨45%10KV（总装机容量）KW467585度/吨100吨55%年用电量（上透平风机）万kw.h184080万吨23度/吨3供汽低压蒸汽（0.6MPa）t/h120100吨1.21.3硫酸几种不同的生产工艺1.3.1以硫磺为原料进口硫磺可充分利用世界硫资源，以补充我国硫资源的不足，其前提是世界上要有多余的硫磺供应。硫磺进口量的多少受多种因素影响，据最近国际硫研究所和加拿大棱镜硫磺公司的资料，对世纪年代以来世界硫磺供应总量和需求总量的统计和未来的预测至年表明，世界硫磺供需总量是平衡的，并且呈现不同程度的供大于求，多余的部分成为库存在不同地区、不同时期硫的供应或硫的需求发生着变化，但硫的供应总量和需求总量基本上平缓地上升，即使年我国进口硫磺达占世界硫磺贸易量的，也未出现总体上生产和供应小于需求的态势。上述资料可能有局限性，不够全面，但可看出在世界范围某些地区的变化和世界总量的变化是有区别的。拿我国的情况看，年硫铁矿制酸，硫磺制酸仅几十万吨年矿制酸减少到，硫磺制酸升至其中矿制酸改为硫磺制酸的量净增加了世界硫的消费，而其余增加的硫磺制酸大部分用于增产磷肥，并且主要是以产抵进，这样就减少了国外磷肥的生产，即减少了国外硫的消费量。所以，我国使世界硫磺消费净增加量实际低于进口硫磺的增加量。总体上世界硫磺供应略有富余，但年以来世界硫磺的价格逐渐抬高，原因何在目前硫磺生产主要地区是美国、加拿大、中东、前苏联，世界硫磺贸易最大进口国是中国占最大出口地区是加拿大和中东总和。以下几个因素影响国际市场硫的供需平衡和价格：我国以及印度近几年强劲的需求；中东局势动荡影响；中东产油国硫磺贸易；前苏联国家是硫磺生产大国，因存在储运困难，近年进入贸易市场的量还不够大世界运输保险费大幅度增加世界海运费大幅度增加加拿大铁路运输费用增加。硫磺贸易中所占份额最大的是加拿大、中东出口方和中国进口方，因中东不稳定的局势和费用上涨，加拿大随之涨价的可能性也是存在的，受影响最大的是我国。目前的高价位应该能促使我国硫磺制酸增长的势头下降。如果我国进口硫磺的增长率逐步减小，上述其它几项不利因素逐步缓解，市场供应量增加，在市场经济的环境下价格有望不再增加而有小幅度回落，但不可能再回到年以前的低价位。未来几年我国硫磺制酸在现有生产能力的基础上保持平稳的增长是恰当的。1.3.2以硫铁矿含伴生硫铁矿为原料硫铁矿是我国的自有资源，从我国这个人口，大国的安全和经济发展考虑，保持一定规模的硫铁矿采选能力和硫铁矿制酸能力是需要的。同时，从我国硫铁矿资源状况上考虑又应该节约使用，恰当地利用国外的硫资源。我国已是国际市场中重要的一员，因而特别需要研究和把握好国际市场，为硫酸的长期发展争取有利条件，硫铁矿制酸可以起到重要的调节、平衡作用。如果将硫铁矿制酸改为硫磺制酸，将净增加世界硫磺的消费需求，维持现有硫铁矿原料能力并稳步增长不但对国家经济安全有利，而且可以稳定世界硫磺市场，反过来对我国进口硫磺有利，总体上对我国硫酸工业的长期发展有利。稳定和发展硫铁矿制酸要重视发展硫铁矿矿源和发展硫铁矿制酸生产装置。发展硫铁矿矿源包括后备资源的勘探、资源开发利用的规划和评价、资源合理利用的研究、技术开发、矿山建设、提高生产能力和技术水平等。发展硫铁矿制酸生产装置包括工艺技术和装备水平的提高、减少环境污染、解决矿渣的综合利用、大型化等。要本着节约资源的观点，矿山和硫酸厂都要考虑在充分利用中、高品位矿的同时如何利用好低品位矿，提高资源的综合利用率。1.3.3冶炼烟气和其它原料冶炼烟气主要是有色金属硫化矿物冶炼时产生的含二氧化硫烟气，冶炼烟气制酸实际是冶炼厂的副产品，是随着冶金工业的发展而发展。我国冶炼烟气制酸发展迅速，已形成较大的生产能力，其硫酸产量占全国总产量的左右。石膏、磷石膏是我国硫酸原料潜在的硫资源,目前已有口以上的工业生产能力，但近期大规模发展的条件还不够成熟。我国煤炭中所含的硫也是潜在的硫资源，目前燃煤烟气脱硫主要采用抛弃法，回收这部分硫的开发研究和工业化应该加紧进行。1.4 硫酸的性质纯硫酸（H2SO4）是一种无色透明的油状液体，相对密度为1.8269，几乎比水重一倍。工业生产的硫酸是指SO3和H2O以一定的比例混合的溶液，而发烟硫酸是其中SO3和H2O摩尔比大于1的溶液。由于发烟硫酸的SO3蒸气压较大，暴露在空气中能释放出SO3，和空气中的水蒸气迅速结合并凝结成酸雾而得名。硫酸的浓度通常用其中所含硫酸的重量百分数来表示。如98%硫酸，就是指其中含有98%重量的硫酸和2%重量的水。习惯上把浓度75%的硫酸叫做浓硫酸，而把75%以下的硫酸叫做稀硫酸。各种硫酸的组成如表1-1所示：表1-1 工业硫酸的组成名称H2SO4重量%SO3/ H2O组成，%名称H2SO4重量%SO3/ H2O组成，%SO3H2OSO3HO293%硫酸98%硫酸无水硫酸93.0098.00100.000.7130.9031.0075.9280.0081.6324.0820.0018.3720%发烟硫酸65%发烟硫酸104.50114.621.303.2985.3093.5714.706.431.4.1相对密度相对密度即单位体积硫酸的重量与同体积4水的重量之比。相对密度与密度在概念上是不同的，密度即单位体积硫酸的质量，g/cm。但对于同一条件下的同一硫酸的相对密度与密度在数值上是同一的。硫酸相对密度是温度与酸浓度的函数。当固定温度，硫酸的相对密度随浓度升高而升高。当固定硫酸浓度，相对密度则随温度升高而下降。此属于一般的变化规律。此外当酸浓度在0100%范围内，在任何温度下，以98.3%浓度下的相对密度为最大。当硫酸浓度属于发烟酸范围时，以含游离SO3在50%65%浓度下的相对密度为最高。SO3%游离量低于此区域，相对密度随游离SO3%增加而升高。游离SO3%高于此区域，相对密度随游离SO3量增加而下降3。1.4.2硫酸的结晶温度液体硫酸转变为固体硫酸时的温度称为结晶温度。结晶温度随硫酸浓度不同而变化，其变化关系是不规则的4。市场上几种常见硫酸品种的结晶温度如表12所示：表1-2 常用硫酸和发烟硫酸的结晶温度硫酸浓度%（重量）结晶温度硫酸浓度%（重量）结晶温度10.04.7100+10.37176.022.2游离SO3101.593.027.0游离SO320+2.598.5+1.8游离SO3650.35掌握了硫酸结晶温度具有下述意义：a.了硫酸贮存输送提供了防止发生冻酸的温度控制依据。b.为了确定产品浓度范围提供了依据。c.对处于不正常情况下发生的酸冻结原因分析提供了理论依据。1.4.3硫酸的热容、热焓热容指在不发生相变又不发生化学反应和无其它功能的条件下，单位硫酸温度升高或降低1时，所引起的热量变化。以摩尔为单位，即摩尔热容kJ/（molK），以质量千克为单位即为比热kJ/（molK）。从实验上得知，将同一种浓度的硫酸从0升高到1与从99升到100所需要的热量是不同的。可见不同的温度下有不同的热容，为了使用上的方便，在工程计算中采用平均热容。热焓是指某一单位重量（kg）的硫酸在某一温度下含有的热量。热焓是状态函数，它的变化由始态和终态决定，与中间过程无关5。1.4.4硫酸的沸点蒸气压和蒸气组成H2OSO3为二元系统，其溶液具有恒沸状态的性质，这种性质在硫酸水溶液的浓缩、SO3吸收以及浓硫酸用作干燥剂等方面有着极其重要的意义。溶液的沸点随H2SO4含量的增加而升高。当浓度达到98.3%时达最大值（336.8），此后则下降，至100%H2SO4时为296.2。发烟硫酸的沸点，则随SO3（游离）百分含量的增大而下降，直降至44.76。常压下加热浓缩稀硫酸，当酸浓达到98.3%时，液面上的气相组成与液相组成达到相同，即使继续加热蒸发，液相组分不变，这时沸点（338.8）称恒沸点。这说明在常压下只能将稀硫酸浓缩到98.3%，成为理论上的浓缩浓度。但在生产操作中为了经济性和减少硫酸损失，通常只是将稀硫酸浓缩至92%95%。位于恒沸点右边的区域，其特点是沸腾时，液体中的硫酸含量不是增加而是降低，一直降到98.3%时为止。此时沸点不是升高而是降低。这种现象是由于硫酸分解产生的SO3比H2O汽更易自液相中逸出。根据相平衡原理，硫酸液面上应有相应的气体成分。上述的加热浓缩稀硫酸及加热蒸发游离SO3，相应的气相成分以H2O和SO2为主。而在常压低温范围内，硫酸液面上气相组分，则以H2SO4为主，其量用总蒸气压表示。各种温度下不同浓度硫酸的总蒸气压，可有下式计算：pAB/T 式中 p蒸气压，Pa T绝对温度，KA、B与酸浓度有关的常数当温度一定时，硫酸液面上的总蒸气压随硫酸浓度升高而降低，且在98.3%时总蒸气压最低。当酸浓超过98.3%时，总蒸气压随浓度的升高（游离SO3%增加）而增大7。如表1-3所示：表13 各种浓度硫酸的A、B常数值H2SO4%204060809098.3100A8.9228.8448.8419.2939.2559.7809.805B22682299245830403390421139141.4.5硫酸的粘度硫酸粘度是表示流体硫酸内部阻碍其相对流动的一种特性。粘度的大小不仅对输送管路的阻力和泵的动力消耗有很大影响，而且对传热、硫酸溶解度和金属溶解速度等也有较明显的影响。硫酸的粘度随酸浓度增高而增大，随酸温增高而减少。由于粘度比较大，故硫酸外观是无色透明似油状的液体。在一定温度条件下加入填加剂（凝固作用）可制的固体硫酸（胶体状）。第二章 工艺部分2.1二氧化硫转化反应的基本原理二氧化硫转化反应的方程式 2SO2+O2 触 媒 2SO3+Q从上述反应方程式可以看出SO2转化反应的特点，这个反应为可逆、体积缩小、放热的反应13。了解到这些特点我们可以确定一些具体的数学模型。平衡转化率：根据定义可以用下式表示：XT= (2-1)反应平衡常数Kp= (2-2)将（2-1）和（2-2）合并，便可以得到平衡转化率与平衡常数的关系式。 XT= = (2-3) 为了便于计算，我们把氧的平衡分压PO2换成SO2和氧的起始浓度。氧的平衡分压： P（O2T）= (2-4)将(4)式代入(3)则可得， XT=若要计算XT,我们可以用试差法求解。 式中： P（SO2T） 二氧化硫的平衡分压 P（SO3T） 三氧化硫的平衡分压 P（O2T） 氧气的平衡分压XT 平衡转化率（%） Kp 反应平衡常数 a 二氧化硫的起始浓度（体积%） b 氧的起始浓度（%） P 气体总压力（大气压atm）2.2二氧化硫转化三氧化硫工艺操作条件选择和选定理由前面我们对硫酸工艺已有所了解，但各种操作有其自身的因素而定。转化工艺的操作条件主要有三个：转化反应的温度、转化反应的进气浓度以及转化器的通气量。这就是转化操作的“三要素”，下面我们分述各个条件的选择理由。2.2.1转化反应的温度a.转化反应的温升情况转化反应过程中放出的热量，使气体温度升高，它与气体中二氧化硫含量有关。每段转化后气体温度升高情况可以用下式计算： tt0+(XT-X0)式中：t 出触媒层的气体温度， t0 进触媒层的气体温度， XT 出触媒层的转化率 X0 进触媒层的转化率 绝热系数，由转化反应过程中初始反应的气体浓度决定的，相当于转化率从0增加到100%的气体温度升高的度数。10.2a/Cv式中：a SO2的初始浓度，% Cv 平均温度下与转化率 XT0.5时的气体平均热容量，卡/米3采用平均温度为500，转化率为50%时，计算的二氧化硫浓度与值的关系如表2-1所示： 表2-1 二氧化硫浓度与值的关系SO2浓度 %SO2浓度 %SO2浓度 % 2 59 6 173 10 278 3 88 7 200 11 303 4 117 8 226 12 328 5 145 9 252 13 506把值代入即可计算出一定的二氧化硫浓度和一定的转化率下，绝热反应过程中它温度升高值。二氧化硫气体的反应热，即没有移走，也没有损失，全部用于加热触媒和反应气体本身。这个过程称为绝热反应过程。气体的温度升高，所列数据值叫绝热温升值。知道这些值可以帮我们判断转化率和温度的数值是否正确。我们知道了已知温差如何求转化率的方法。反过来，我们知道转化率就可以求出温差。运用这种方法，在一段出口温度不准超过600情况下，不同二氧化硫的进气浓度，以平衡时的转化率算出一段进口的最高允许温度见列表2-2：表2-2 不同二氧化硫浓度下转化器一段进口的最高允许温度进气浓度SO2%5677.58910一段进口最高允许温度499470453445441428421b.转化反应的最适宜温度根据前面我们所述的转化反应和触媒的特性，选择转化操作的温度，应考虑以下几个要求：1.要保证能获得较高的转化率2.要保证在较快的反应速度下进行转化，以尽量减少触媒用量，或在一定量的触媒下能获得最大的生产能力。3.要保证转化温度控制在触媒的活性温度范围之内，即应该将转化反应温度控制在触媒的起燃温度之上，耐热极限温度之下。平衡转化率与反应速度对温度的关系是矛盾的，所以必须根据较高的转化率，又要有较快的反应速度的两全齐美的原则来选择一个最适宜的操作温度。对于一定组分的进层都有一定的温度使反应速率最快，这个温度条件称为最适宜温度。这个温度可以用下式来计算14： T适=式中： XT 转化率，% a 二氧化硫的浓度，% b 氧的浓度，%我们如果把在某一种进气成分下的转化率与温度的关系作成图线，可看出平衡转化率与温度，转化率与最适宜温度以及平衡转化率与转化率的关系。现在我们可以看一下进气组分在某种触媒下温度与转化率的关系图，如图2-2：图2-2 温度转化率图从图中看出，平衡温度较适宜温度高。但在温度越高低平衡转化率和实际转化率差数愈小，这主要是因为高温下的反应速度较低温时快，靠近平衡时反应速度变慢直到平衡时速度等于零。我们要在较低的温度下以较高的反应速度进行，同时有较高的转化率。这就要求我们在反应时移走能量。2.2.2转化反应的进气浓度进入转化器的二氧化硫浓度是控制转化操作中最重要的条件之一，它的波动将引起温度、转化率和系统生产能力的变化。下面着重介绍几个问题的影响：a.进气中二氧化硫浓度与温度的关系：这个问题我们已在选择温度时作了解释，这里作图以便更清楚地了解其相互关系。如图2-3图2-3 不同二氧化硫浓度下转化率每变化1%温度升高的关系b.进气中二氧化硫浓度与转化率的关系：从表2-3中我们可以看出,通过第一次吸收在气体中除去了SO3，氧硫比值大大提高，突破了原来的平衡关系，使转化率达到99%以上。表2-3 各段炉气SO2/O2比值同转化率的关系项目 一次转化 二次转化 一段 二段 三段四段进出出进出出转化率%60809699.5气体组成SO293.71.872.020.4050.011O28.66.055.185.615.244.67SO3-5.557.46微1.631.99O2 /SO20.9551.632.772.7812.84.44O2 /SO2 + SO30.9550.6550.5552.782.572.33N282.484.785.692.592.893.4c.进气的SO2浓度同生产能力的关系：在一定的范围内，提高二氧化硫浓度，硫酸产量会增加，但转化率会下降。.进气的SO2浓度同生产能力的关系见表2-4表2-4 进气的SO2浓度与产酸量转化率之间的关系二氧化硫浓度%产酸量的增加% 总转化率%7.00 97.07.56.3 96.18.011.8 94.98.516.7 93.39.020.0 90.5d.进气中SO2浓度的适宜范围：在生产中控制的SO2的指标，除应考虑上述几个关系外，还要考虑环境保护和排放标准，另外还要考虑生产系统的可能性，触媒用量，设备的费用。因此控制二氧化硫浓度指标是一个极其重要的综合性的技术。对SO2进气浓度的选择，我们应综合考虑。我根据硫酸的原料来源等情况选择二氧化硫的进气浓度为9%。下面介绍我的选择理由，主要从二氧化硫转化率角度考虑。1.二氧化硫浓度同生产能力的影响：二氧化硫浓度低能加快反应速度，但用的原料气增加，生产能力受鼓风机的影响也会下降。浓度过高也会如此。2.二氧化硫浓度对生产经费的影响：当a=8.59%时生产经费最底。但二氧化硫浓度在1%内变动对生产经费并无多大的影响。3. 最终转化率同相对成本的关系：我们用硫磺制得二氧化硫最终转化率97.598%时，生产成本较低，有尾气回收装置，转化率可以减小到9696.5%。表2-5 原料气组成不变(a=0.09)时优化结果ti-1ti xi431.5588 0.735531.5564 0.809501519 0.893461472.5 0.947451454.6 0.963根据以上情况和理由，我确定工艺流程操作参数二氧化硫浓度为9.0%，氧气浓度为8.6%，最终转化率99.5%左右。2.2.3转化器的通气量通气量主要由硫酸的产量来决定的，其他还有阻层阻力、吸收率等因素的影响，我们可以由公式计算而得： V标= G酸22.4/(98XT吸C进) V实=V标式中： V标 标准状况下的通气量，m3/hV实 实际情况下的通气量，m3/hG酸 硫酸产量，kg/hXT 转化率，取0.995吸 吸收率，取0.99975C进 SO2进气浓度，0.09H出 鼓风机转化段出口负压，Pat 实际平均温度，2.3工艺参数确定 前面我们已对二氧化硫转化三氧化硫的各段参数定了一个范围，但是原料气组成，催化剂使用情况，换热器换热条件，系统状况发生变化或生产过程中出现其他变动使用设计所确定的操作参数或依靠经验改变操作参数都比较盲目。这就要求使整个系统始终处于最优操作状态下优化操作问题。在优化操作时，首先建立模拟真实过程的数学模型，利用现场操作数据，对实际操作状况做出评价，然后在评估基础上以实际换热条件作为约束，使用复合型优化方法，以产量作为优化目标，寻求能使现存系统操作最优的各主要操作系数。当然这项工作应该是经常性的，这样才能使反应系统始终处于最优的操作状态。二氧化硫催化氧化生成三氧化硫为放热反应且可逆，所以我们选定经验动力学方程式，如下15： R= (2-5)对于国产S101型催化剂，当t470或x0.60时，k1=。当t470且x0.6时，我们取k1=。内扩散对宏观动力学的影响，可用内扩散效率因子表示 = （2-6）式中：D为SO2或SO3气体的相扩散系数，一般为0.44cm2/s实际反应速率为R,因此各段反应床层的空时为：i= dx/(R) (2-7)各床层按绝热过程处理 ti=ti-1+(xixi-1) (2-8)以上式中： xi-1、xi i段进、出气转化率 ti-1、ti i段进、出气温度， a、b 原料气中SO2、SO3的组成 k1 反应速率常数 kp 反应平衡常数 R 反应速率，kmol/m3s D SO2的有效扩散系数，cm2/s 内扩散效率因子 床层绝热温升 i i段床层的空时，s对实际过程进行评价时，首先采用各段进出气温度及各段转化率等现场操作参数，由式（2-8）确定存在热损失及其他少量副作用反应时的实际温升若仍按绝热过程考虑，可称其为虚拟的绝热温升，将其带入式（2-8），可客观地求出实际反应过程中各段反应温度随转化率的变化关系。如果热损失为5%，此时绝热模拟温升值应比正常值低5%。由于各段的热损失不同及副反应的存在情况下不同，然后利用（式2-7），在计算机上数值积分可得到各段反应床层的实际空时。在处理总气量基本不变的情况下，也就相当于求出各段床层填充的催化剂体积。比较各段床层填充的催化剂体积，即可看出各段填充的催化剂中还有多少是有效的。由于整个反应系统总阻力基本保持不变，故反应系统总处理气量可认为是定值。这时若一段与二段之间的冷激气占总气量y份，则一段气量为1y份，一段催化剂有效体积应为V1=1(1y)V0。其他各段不用冷激气，Vi=ViV0 这样在调整操作条件时，y值变化情况存在比较性。操作参数在小范围内调整，可以为在使用上述模型时对下面几个问题没有影响，流动系统决定的总处理量，各段床层的热损失，各段床层中副反应的存在情况及各换热情况等。这些问题可以看成与调整参数前相似，这样就可以将一定总处理气量下的最终转化率与原料气中二氧化硫含量乘积作为优化目标，将各段进气温度作为优化参数，使用上述模拟真实过程的数学模型，同样使用式（2-8）及式（2-7），计算各段有效催化剂 能够实现的任务。得到调整后的操作参数的最终转化率。一段从ti-1、xi-1出发，对式（2-7）进行数值积分，直到空时达到i=Vi/(V0(1y)为止。V取决于ti及ti-1。其它各段数值积分到i=Vi/V0为止。因为式（2-5）中反应速率是以正反应速率的形式表示的。在调整操作参数时，反应速率以正值迅速下降至负值的方式，接近甚至超越平衡的限制，故在此时数值积分求取的i的迭加值会越来越小，而永远达不到各段有效催化剂空时限制，因此在数值积分时，反应速率出现负值时，就立即终止此段的计算是十分必要的。因此实际过程中反应只要能越来越慢地接近平衡，而不会超越它。2.4 工艺技术方案2.4.1国内外工艺技术概况 （1）国外工艺技术概况 （a）国外硫酸生产的原料主要是硫磺，其生产规模正向大型化发展，最大单系列能力为美国MEC公司在澳大利亚Murrin承建的4400吨/日，带低温余热回收（HRS）系统的硫酸装置。一般新建装置规模3000吨/日，由于装置大型化，对节约投资，提高劳动生产率，降低生产成本等方面效果显著。（b）随着环保法日趋严格，生产技术趋向采用“3+1”或“3+2”两转两吸流程，总转化率在99.799.9，尾气SO2含量低于300PPM，酸雾含量低于45mg/m3。（c）采用先进技术，强化设备能力，不断采用结构先进、效率高、节能耐用的机泵设备，从而使硫酸装置的生产稳定，开工率高，安全可靠，先进硫酸厂年开工率达到99以上。（d）注重硫酸生产中的热能回收和转换，最大限度回收高、中、低位热能。（2）国内工艺技术状况近几年我国硫磺制酸工业有较快的发展，生产技术水平不断提高，其液体硫磺精制大多采用沉降法，转化工艺为“3+1”和“3+2”两转两吸工艺，转化触媒多采用国产触媒，转化率在99.599.7，干吸塔、换热器、转化器等都采用一些新设备、新材料。热力系统一般只回收利用高、中位热能，副产中、低压蒸汽自用或副产中压蒸汽用于发电或驱动透平主风机。与国外相比存在单系列能力小、设计余量偏大、热利用水平偏低等缺点。2.4.2 工艺技术方案的选择本项目选择工艺技术方案为：固体硫磺皮带输送，快速熔硫、液硫过滤器过滤精制液硫，机械雾化焚硫，“3+2”两转两吸流程，其主要特点： （1）结合中国国情，采用引进技术消化吸收的国內领先的硫磺制酸转化、干吸技术，进行工程设计。具有技术先进，操作稳妥可靠，投资合理，综合经济效益好的特点。（2）采用“3+2”两转两吸流程，采用国产大颗粒环型触媒，提高转化器气速，减少压降，延长触媒使用寿命，总转化率保证达到99.7以上，采用全不锈钢转化器，确保其安全运行。（3）转化工段的换热器选用列管换热器，进气扩散管，使气体均匀分布，设备直径小，占地面积小。（4）干吸塔采用大开孔球拱和新型填料，蝶形底，采用带阳极保护的不锈钢管槽式分酸器，加大淋洒密度，降低填料高度，提高干吸塔生产强度，一二采用国产纤维除雾器，提高除雾效率，保护后续设备及环境。（5）采用火管锅炉、蒸汽过热器、省煤器合理组成热力系统，回收高中位热能，产生450、3.82MPa蒸汽，用于推动透平风机，乏汽供熔硫、浓缩磷酸及生活取暖，热利用率高。（6）采用高低温交叉配酸吸收技术和干吸塔低位配置，减少酸冷却器换热面积，降低设备投资。（7）干吸塔上、下酸管采用阳极保护304L不锈钢管，安装维修方便，使用寿命长,减少酸的跑冒滴漏。（8）采用新型不锈钢转化器，高温下（620）不会发生蠕变，使用寿命长，维修量小。触媒层设置从上至下依次为3、4、5、2、1，便于更换触媒，减少烟气管长度，消除热应力。（9）为了保证转化率，保护转化触媒，配置有间接升温系统。2.5工艺设计部分工艺上一般采用快速熔硫、液硫机械过滤、机械雾化焚硫技术，较多地采用“ 3 + 2 ”两转两吸工艺，并采用中压锅炉和省煤器回收焚硫和转化工序的废热，产生中压过热蒸汽。将澄清的溶融硫送入焚硫炉与空气雾化后于炉内焚化，产生高温二氧化硫炉气，经余热锅炉使炉气温度降至650680，进入转化器，本设计采用一次转化通过一、二、三段触媒，二次转化通过四、五次触媒。换热方式一次转化采用外部换热，二次转化的四、五段间采用空气冷激。2.5.1快速熔硫与液硫过滤工段熔硫工序一般采用快速熔硫和液硫机械过滤工艺，其中关键设备一是快速熔硫槽，二是液硫过滤器。固体硫磺经熔融，滤去固体杂质后，存于熔硫槽，维持熔硫温度在130145之间，熔硫贮槽的空间温度在115以上。由泵将熔硫打入硫磺雾化喷嘴，与经过干燥的空气混合而入炉燃烧。燃烧的空气是由鼓风机送入硫酸干燥塔，使水分含量降低到0.1g/m3以下，再经过除沫后送至焚硫炉和转化器。近年来为了节能，新设计的焚硫系统把鼓风机改设在干燥塔之后，使每吨酸能耗可降低10%左右。在焚硫炉产生的炉气，温度在8001000，SO2浓度在12%左右，经废热锅炉冷却到430左右，进入炉气过滤器，滤去杂质后与空气混合，使温度和SO2浓度都达到合适范围后进入转化器12。为了防止杂质在过滤槽内沉降，在过滤槽内增设了搅拌器，这样几乎所有固体杂质都可在液硫过滤器内除去，从而大大减轻了过滤槽的清理难度并延长了清理周期。对于采用机械过滤工艺的装，在熔硫槽后再设自然沉降槽的意义不大，一是因为沉降时间短，大部分的固体杂质还是要带人过滤槽内并在液硫过滤器中除去二是增加了土建、设备和厂房的投资三是流程加长，操作程序增多，运行费用增加。出熔硫槽的液体硫成直接进人过滤槽，由过滤泵送人叶片式液硫过滤器过滤。为了防止停泵时液硫过滤器出口管道内的液硫返流人液硫过滤器，破坏过滤器内的滤饼，同时也为了操作工人的安全，过滤后的液硫最好不要直接送人液硫储雄，而是先流人一低位中间槽，再由液硫泵送人液硫储旅储存。如果熔硫槽为多台，也可将过滤槽分为两台就近布置，以增加整个熔硫装置操作的灵活性。为节约用地，过滤槽、助滤槽和中间槽可以采用方形平底结构，并设计成一个整体，将叶片式过滤器布置在平台上，下部留有足够空间，以方便出渣和液硫排放。2.5.2转化工段转化一般采用进口催化剂、“3 + 1”两次转化工艺、“”换热流程。也有个别装里采用国产催化剂、“3 + 2”两次转化工艺。总转化率均要求达到99.8%以上，一些装置要求转化率达到99.83%以上，放空尾气中SO2含量低于700mg/ m3。由于要求较高的转化率，一般催化剂的装填盆较大。转化工序流程如图2-1：1 一段省煤器;2 五段省煤器;3 ,7 省煤器;4 转化器;5 第二换热器;6 第三换热器;8 焦炭过滤器图2-1 转化工序流程图2.5.3吸收工段大多硫酸厂是使用硫酸来吸收转化后气体中的三氧化硫。三氧化硫被吸收后与其中的水化合成硫酸，其反应式如下16： nSO3+H2OH2SO4+(n-1)SO3+89247J由此反应可知，随着SO3与水量比例的变化，可以生成各种浓度的硫酸。若使n1，生成发烟硫酸；n1，生成无水硫酸；n1。则生成含水硫酸。硫酸吸收SO3气体的过程大体按下述五个步骤进行：a.气体中的三氧化硫从气相主体中向界面扩散；b.穿过界面的三氧化硫在液相中向反应区扩散；c.与三氧化硫起反应的水分，在液相主体中向反应区扩散；d.三氧化硫和水在反应区进行化学反应；e.生成的硫酸向液相主体扩散。事实上气体中的三氧化硫不可能百分之百被吸收，只吸收气体中超过与硫酸相平衡的那一部分三氧化硫，超过的越多，吸收过程的推动力越大，吸收速度就越快。一般把被吸收的三氧化硫数量和原来气体中三氧化硫的总数量之百分比称为吸收率。 (ab)/a100% 吸收率，%a 进吸收装置的三氧化硫数量，molb 出吸收装置的三氧化硫数量，mol在实际生产过程中，一般用循环酸来吸收三氧化硫，吸收酸的浓度在循环过程中增加，需用稀酸或水稀释。与此同时取出循环酸作为产品酸。对浓硫酸而言，选择98.3%的浓硫酸作为吸收酸时，尽可能使气相中SO3的吸收率达到最完全的程度。浓度过高、过低均不适宜。吸收酸的浓度低于98.3%H2SO4时，酸液面上的SO3的平衡分压较低，当气体中SO3分子向酸液表面蒸发并扩散到气相主体中与水分子相遇，形成硫酸蒸气，然后在空间冷凝产生细小的硫酸溶滴。溶滴酸雾很难完全分离，通常随尾气带走或排入大气。吸收酸的浓度越低，温度越高，酸液表面上蒸发出的水蒸气量越多。酸雾形成量越大，SO3将主要以酸雾形式而损失。吸收酸的浓度高于98.3%时，液面上水蒸气平衡分压接近于零，而SO3的平衡分压较高。吸收酸浓度越大，温度越高，SO3平衡分压越大，气相中的SO3不能完全吸收，使吸收塔排出气体中的SO3含量增加，随后在大气中形成酸雾。此外，吸收酸温度不能过高，若过高，酸溶液加剧蒸发，使液面上的总压明显增加，从而降低了吸收率。转化后的气体温度也应低一点好，否则易形成酸雾。转化器一般控制在120左右，而酸温一般控制在6070。2.5.3.1吸收流程配置的方式浓硫酸吸收三氧化硫气体一般在塔设备中进行。吸收三氧化硫是放热过程，随着吸收过程的进行，吸收酸的温度也随着升高。为使循环酸的温度保持一定，必须使之通过冷却设备，以除去在吸收过程中增加的热量。每个吸收塔除应有自己的循环酸贮槽外，还应有输送酸的泵（酸泵）。因此，吸收工序的设备应有吸收塔、酸槽、泵和冷却器组成。2.5.3.2吸收工段的流程转化气依次通过浓硫酸吸收塔，用98.3%H2SO4浓硫酸吸收SO3后，气相中SO3含量为0.0210.4%。然后由浓硫酸的吸收塔出口引至尾气处理部分或直接经过捕沫后放空。各塔喷淋用硫酸均由塔的上部进入，经过喷淋装置均匀分布在塔截面上，与来自塔下部的转化气逆流接触。吸收SO3的硫酸从塔底引出时，其浓度可以提高了。为维持入塔喷淋酸浓度的稳定，可在干燥塔和吸收塔之间进行串酸，必要时加入补充水。2.5.3.3吸收工段主要工艺指标分析吸收塔的操作气速问题：填料塔的空塔气流速度设计通常取0.60.7m/s。但填料塔是一种比较稳定适应操作气体气速范围较大的设备，而且由于设计所用塔内填料面积是富裕的，所以塔的负荷可以有较大的波动而不致于影响干燥指标。实际生产中由于增产需要，空塔气速可提高到0.71.0m/s。循环酸酸温的影响：硫酸对设备的腐蚀能力与硫酸的温度、浓度有很大的关系。在干吸工段所选用的酸泵大多数是国内生产的铸铁或不锈钢泵。这些材料的耐蚀性能在很大程度上取决于酸温的高低。酸泵的使用寿命的影响因素有：一是硫酸对酸泵金属材料的腐蚀，二是硫酸粘度对酸泵运转的关系，而这两个关系与酸温有直接的影响和联系。干燥酸温在45左右，而吸收温度可以在4548。总之，硫酸的酸温升高会使硫酸的腐蚀能力增强，还会使硫酸的粘度下降，造成酸泵润滑不良，因此控制干吸工序循环槽内的酸温在40以下，对酸泵的使用寿命有很重要的影响。炉气的入塔气温：炉气入塔气温低的情况下吸收效果一般是较差的。尾气