硫磺制酸过程物料、能量衡算

任务2硫磺制酸过程物料、能量衡算

知识目标：熟悉硫磺制酸的步骤、原理。

技能目标：能用Excel核算硫磺制酸过程中的典型工艺参数和主要消耗指标。

以硫磺为原料的制酸过程，其特点是炉气无需净化，经适当降温后，便可进入转化工序，再经

吸收即可成酸。该过程无废渣、污水排出，流程简单，因此，对建厂地区适应性广。

硫磺制酸流程见图5-2-1。

5-2-1硫磺制酸生产流程图

1•焚硫炉：2-废热锅炉：3•省煤•过热器：4-第二过热器；5-转化器：&第一换热器：7.第一吸收塔：

8•第二吸收塔;9,10,14.冷却器；1】，12,15•酸贮槽;13•干燥塔：16•鼓风机

空气经鼓风机加压后送入干燥塔，用浓硫酸干燥。干燥空气在焚硫炉内与喷入的液体硫磺反应,

生成含有二氧化硫的气体一一炉气。高温炉气直接进入废热锅炉，气温降到适合于进转化器催化剂

所需的反应温度后进入转化器。转化采用两次转化工艺。一次转化时，气体分别通过一段催化剂床

层、第二过热器、二段催化剂床层、第一换热器【、三段催化剂床层、第一换热器H,再进入第一

吸收塔。经过一次吸收后的转化气再次通过第一换热器【（壳程）、第一换热器H（壳程）、再进入

转化器第四段催化剂床层进行笫二次转化。从转化器四段出来的最终转化气进入过热-省煤器冷却后

进入第二吸收塔，用浓硫酸将笫二次生成的三氧化硫吸收，吸收后的尾气通过烟囱排入大气。

☆思考：硫磺制酸过程由哪几个步骤组成的？其中哪些地方涉及到能量回收利用？

一、计算熔硫釜的蒸汽消耗量

工业硫磺呈黄色或淡黄色，有块状、粉状、粒状或片状等，有特殊臭味。单质硫有几种同素异

形体，主要有菱形硫，熔点112.8C；单斜硫，熔点1189C；纯粹的单质硫，熔点120.0℃。根据

液疏粘度特性，当温度为120℃--150℃液硫的粘度较小，其流动性较好，低丁•或高于此温度范围粘

度急剧升高，实际生产过程中，熔硫通常采用0.5MPa的饱和蒸汽间接加热，固体硫磺在搅拌作用

下快速熔融，液硫的输送管线阀门均具有蒸汽夹套保温，以防液硫凝固并保持其流动性，便「输送。

例5・2・1若加入熔硫釜中的硫磺温度为常温如熔硫采用0.5MPa的饱和蒸汽，最终将硫磺加

热至I40C的液态硫磺，假设熔硫釜的热效率〃为95%,试计算处理1000kg硫磺需多少kgO.5MPa

的饱和蒸汽？

解：以1000kg硫磺为计算基准，以整个熔硫釜为体系

假设蒸汽消耗量为〃永g,则由稳流体系能量平衡方程可得：

小mAh«?八+△”班明=0

由水蒸气查得：蒜汽二-2108.5kJ/kg

而硫磺由常温（取M=25℃）被加热至140C的液态，其经历的过程如图5-2-2所示。

图5-2-2磴磺加热过程示意图

由图5-2-2可得：

△从**AHi+AHz+A%、AH.=nf'c„dr、Ml日A//>=〃1匕,dT

lJRP4JJ7；pl

查有关手册可得：

Cp,s=14.90+29.12x10-3/kJ/(kmo「K)

A/iv=1727kJ/kmol

Cp]=45.032-16.636xl(T37kj/(kmolK)

n=10(X)/32=31.25kmol

将上述数据代入A“2、凶3的计算式得：

T.f392.05a

C-34

A/7,=n\Tcp6T=31.25i5(14.90+29.12x10T)dT=7.321x1okJ

△乩=31.25x1727=5.397x104kJ

rK『413.15,

-34

cpAdT=31.25]^(45.032-16.636x10T)dT=2.528x10kJ

上述△*、A”3的计算可采用Excel完成，如采用自定义函数JSHeat便可方便地进行计算，具

体处理过程如图5-2-3所示。

C6J==JSHeat(Cl,Dl,El,Fl,C2c

AJLBCDEF

1固体（单斜）S恒压热容:14.902.912邑020.000.00

2硫磺用量kmol:31.25

3固体硫磺初温K：298.15

4硫磺熔化温度K：392.05

5丫

_LJ阳=4

—

7

图5-2-3利用Excel计算培变

A//.^=A//I+A/72+A//3=7.321xl04+5.397x104+2.528x104=15.246xIO5kJ

蒸汽消耗量m为：

4

=15.246xlQ

=76.11kg

△力蒸汽721O8.5xO.95

对于实际生产过程中熔硫釜蒸汽消耗量，可根据硫酸产量、觥磺纯度、SO2的转化率、SO3的

吸收率等数据进行计算。

如:年产400kt纯硫酸装置,若硫磺纯度、SO2的转化率、SO3的吸收率分别为0.995、0.996、

0.995,一年按300天计，则该硫酸装置每小时原料硫磺消耗量为：

40°XI。X1O'X32X--------------!--------------X—!—=1.8397x104kg/h

980.995x0.996x0.995300x24

蒸汽消耗量为：

76.11xl()-3x1.8397x1()4=1.4002xIO3kg/h

☆思考：如何根据硫磺用量，硫磺起、终点温度，计算加热蒸汽消耗量？

二、根据生产任务，计算原料硫磺、空气、水的消耗量

在整个硫磺制酸过程中，所涉及的化学反应较少，主要反应如下：

(\)焚硫炉中的反应

S+O2==SO2(5-2-1)

(2)转化器中的反应

SO.+-O,-C'S上SO、(5-2-2)

T

22~'P§

(3)吸收塔中的反应

SO3+H2O==H2SO4(5-2-3)

将上述三个反应合成一个总反应：

3

S4--O2+H2O=H2SO4(5-2-4)

例5・2・2试计算年产400千吨纯硫酸的装置，原料硫磺、空气、水的理论消耗量。

解：以1000kg纯硫酸为计算基准

由硫平衡可得所需硫磺的物质的量数(出)为：

，入=1000/98=I0.204kmol

折合为硫磺质量数g为：

ms=Msz：s=32x10.204=326.53kg

由式(5-2-3)得所需的纯水的物质的量数与硫磺的物质的量数相同，故明需的水的质量数5

水)为：

m水=用nns=18x10.204=183.67kg

由式(5-2-4)得所需理论耗氧量为硫磺物质的量的1.5倍，即：

nx=1.5/?s=l.5x10.204=15.306kmol

折合成纯空气理论量（〃air）为：

rtair=nw/o.21=15.306/0.21=72.866kmol

通常气体的数量采用标准立方米表示，故：

Vair=22.4〃air=22.4x72.866=1632.65m3（标准状态）

对于一个年产400千吨纯硫酸的工厂，以上各原料理论消耗量只需乘系数4x10，，即：

硫磺用量：326.53x4x1（）5x10*=130.6T•吨

空气用量：1632.65x4x1炉=6.53IxlO8nf（标准状态）

纯水用量：183.67x4x105x10气73.47千吨

对于以上各原料的实际消耗量，不同的生产厂家由于具体的生产工艺和生产过程有所不同，会

存在一定的差别，需具体对待。如空气过剩量的不同，实际空气的消耗量也就不同。

三、计算焚硫过程中空气过剩系数与炉气组成、炉气温度之间的

关系

在实际生产过程中，为了充分利用原料硫磺，都采用空气过剩的生产方法，即硫磺为限制反应

物，空气为过量反应物。空气过量的程度通常用空气过剩系数（1）表示，其值为实际空气用量与

理论空气用量的比值。

空气过剩系数的大小即空气过量程度将直接影响硫磺焚烧过程中炉膛的温度、炉气的温度、炉

气的组成，同时还影响废热锅炉中热量的回收、转化器中各段催化剂的装填量和转化率等。因此，

为了使生产过程尽可能做到合理，就必须对焚烧过程中空气过剩系数与炉气组成、炉气温度之间的

关系有一清晰的认识。

（1）空气过剩系数与炉气组成的关系

以1mol纯硫磺为计算基准，则：

理论用。2量：〃瓶,理=年1mol

实际用O2量：〃辄,实=ans=amoi

实际带入N2量：〃实=（0.79/0.2l）a=3.762amol

反应后炉气中各组分的量列于表5-2-10

表5-2/炉气中各组分量及摩尔百分组成

炉气组份合计

O2N2SO2

各组份mol数a-\3.762a14.762a

mol%(<z-1)/(4.7626?)3.762a/(4.762a)=79.001/(4.7620)100.00

将过剩系数oft代入上表即可计算出对应的炉气组成,如表5-2-2所示,具体处理时可利用Excel

计算，以便快捷、迅速地计算出表522中的数据，只需在用1的该列中输入计算公式，其余各列

采用更制的方法即可。

表5-2-2空气过剩系数a与炉气组成的关系

air过剩系数11.21.41.61.822.12.22.32.4

N2(mol)3.7624.5145.2676.0196.7717.5247.9008.2768.6529.029

02(mol)00.20.40.60.811.11.21.31.4

SO2(mol)1I11111111

mol合计4.7625.7146.6677.6198.5719.52410.00910.47610.95211.429

N^niol%)79.00%79.00%79.00%79.00%79.00%79.00%79.00%79.00%79.00%79.00%

OXmol%)0.00%3.50%6.00%7.88%9.33%10.50%11.00%11.45%11.87%12.25%

SC)2(mol%)21.00%17.50%15.00%13.13%11.67%10.50%10.00%9.55%9.13%8.75%

Mol%合计l(X).O%100.0%100.0%l(X).()%l(X).O%100.0%100.0%1(X).()%100.0%100.0%

将上述数据中SO2的mol%浓度与0＞的mol%浓度之间的关系可通过Excel绘成如图5-2-4所示

的关系线。

图5.2.4硫磺制酸焚硫炉气中SOz和02浓度之间关系

☆思考：如何由空气过剩系数计算焚硫炉出口炉气的组成？

（2）空气过剩系数与炉气温度之间的关系

为便于计算，设计如图5-2-5的示的计算途径。

图5-2・5硫磺焚烧过程出口温度计算示意图

若反应系统绝热良好，不考虑热损失，则:

+A〃2+AHR°+A〃3=（）

若考虑热损失，则:

△"=△"]+A〃2+A"R°+A〃3=。拗

或

△”=△"1+△"?+4△"R0+A〃3=0

式中n--反应热的利用率。

实际生产过程中，可根据实测数据与理论计算数据之间的差距，取一温度损失。也可取热损失

为反应热的1~3%等。沿用上述空气过剩系数与炉气组成的关系数据，以下先以绝热反应为例计算

空气过剩系数。与炉气温度7；之间的关系。

①的计算

此过程的计算刚好是图5-2-2所示的相反过程，由例5-2-1知，

△H尸-15.246xlO5kJ/1000kg硫磺:-4.879x103J/mol硫磺

②的计算

此值由两部分构成，其一是amolCh、其二是3.762amolN2,都由7；=373.15K降到298.15K

时放出的热量。查得02、N?的际=犬7)数据如下：

52

O2：c>=29.96+4.184x11.674x10rJ/(molK)

3

N2：<>=27.87+4.268X10-TJ/(molK)

dr+

△%=〃。J]：S».O2%J：.电灯

=af29X，5(29.96+4.184x1O-3T-1.674x105T2)dT

J373.15

/«298.15,

+3.762aJ37315(27.87+4.268x10-3T)dT

=-1.0507x104aJ/mol硫磺

也可将整理成含入炉空气温度乙、空气过剩系数a的函数式：

225

AH2=(41652.95-134.807^1.012x10-7；-1.6740x10,3)aJ/mol硫磺

③△”小的计算

A/"=A/z?so(.-A/??S

查得SO2(g)、S(单斜)标准生成焰分别为：-296.83kJ/mok0.2971kj/mol

AHR°=-296.83-0.2971=-297.1271kj/mol硫磺

④A%的计算

此值由三部分构成,分别是(吩1)molO2、3.762amolN2,ImolSO2都由7b=298.15K升温到

”时吸收的热量，查得$02的。k“0数据如下：

SO2：0=43.43+1.063x10-2^5.941x1()5r2j/(mo].K)

△心=十&J；，&仃+%°J；：Cp,s°NT

5

二(a—1)J；i5(29.96+4.184x10"7_]674x10T~；dT

+3.762aJ：i，(27.87+4.268x10-T)dT

+V(43.43+1.063x1O-2T-5.941x105r2)dT

J298.15

经整理后得：

25l35

AH3=(134.807；+1.012x10^41.674x10Tx-)a+13.477i+3.223x10-T<+4.267xIO.」

-41652.956z-5.7337xl03J/mol硫磺

将上述各项计算结果代入A”i+zV3"Re+M3=0,经整理后得含有G的一元三次非线性

方程：

4]Ty'+A2线2+43〃+44=0

Ai=l.O12xlO-2a+3.223xl()-3

A2=134.80cH-13.47

425l

A3=-1.0612xl0-297127.1x片134.807；；+1.012x10-T^+1.6740x10Ta-)a

/14=1.6740x105c?+4.267x105

将7>373.I5K、焚硫过程绝热条件下不同的。值代入上式，计算所得结果列于表5-2-3中。

表5・2・3绝热(.1)焚烧时空气过剩系数与炉气出口温度之间的关系

空气过剩系数a1.21.41.61.822.12.22.3

02mo1%3.50%6.00%7.88%9.33%10.50%11.00%11.45%11.87%

N2mo1%79.00%79.00%79.00%79.00%79.00%79.00%79.00%79.00%

SO2mol%17.50%15.00%13.13%11.67%10.50%1D.00%9.55%9.13%

组成合计100.00%100.00%100.00%100.00%100.00%100.00%100.00%100.00%

7?系数人1.537E-O21.739E-021.94IE-022.144E-022.346E-022.447E-022.549E-022.650E-02

工系数41.752E+022.O22E+O22.292E+022.561E+022.831E+O22.966E+023.1OOE+O23.235E+02

北系数43-3.7O3E+O5-3.808E+053.9I2E+05-1.O16E+O5-4.121E+05.4.173E+05-4.225E+O5-1.277E+05

常数项46.276E+056.611E+056.945E+057.280E+057.615E+057.782E+057.950E+058.H7E+05

n（K）1820.681647.661511.531401.65131i.ll1271.561235.201201.68

g1547.531374.511238.381128.501037.96$98.41962.05928.53

利用Excel将表7-3中空气过剩系数与炉气出口温度之间的关系绘制成曲线，如图5-2-6所示。

1700.00

8-1500.00

—

1300.00

D

S

C1100.00

.

900.00

700.00

11.11.21.31.41.51.61.71.81.922.12.22.32.42.5

空气过剩系数a

图5-2-6绝热反应时空气过剩系数与炉气出口温度之间的关系

图5-2-6的曲线由Excel回归可得：

0=-165.33〃+1158.7a2-3O5l.2a+3829.l℃

由此回归函数式计算的炉气出口温度与表5-2-3计算值误差在-3~3℃之间。

以上计算过程中未考虑焚烧炉的热损失，因此计算值会比实际生产数据稍高。当考虑热损失时,

相应地炉气出口温度G值将有所下降，如取热损失为反应热的1%时，空气过剩系数与炉气出口温

度的关系如表5-2-4所示。

表5-2-4热损失取标准反应热的1%时（+0.99）空气过剩系数与炉气出口温度之间的关系

空气过剩系数a1.21.41.61.822.12.22.3

7?系数4I.537E-O21.739E-02L941E-022.144E-O22.346E-022.447E-022.549E-022.650E-02

7』系数4175.24202.20229.16256.12283.08296.56310.04323.52

7,系数4-3.674E+O5-3.778E+O5-3.882E+O5-3.987E+O5-4.091E+05-4.143E+05-4.195E+05-4.247E+O5

常数项46.276E+O56.61IE+056.945E+057.28OE+O57.615E+O57.782E+057.950E+058.117E+O5

邓）1807.811636.191501.191392.241302.471263.261227.221193.99

仇七）1534.661363.041228.041119.091029.32990.11954.07920.84

温度损失-12.87-11.47-10.34-9.41-8.64-8.30-7.98-7.69

由Excel回归可得：

及=—164.17〃+1150.4〃—3028.4。+3798.8℃

由表5-2-3、5-2-4的数据可看出，当热损失取标准反应热的1%时，空气过剩系数从1〜2.3之间,

炉气出口温度平均下降10℃左右。

☆思考：如何利用前面所学的知识，处理入炉空气温度、入炉硫磺温度、空气过剩系数和炉气温度

之间的关系？

四、计算废热锅炉的产汽量

如图5-2-1所示，锅炉给水经省煤器加热后进入废热锅炉2中，经过吸热升温至对应压力下的

饱和温度、汽化为对应压力的饱和蒸汽。

例5・2・3试计算以硫磺为原料，年产400kt纯硫酸的生产装置中废热锅炉的产汽量。假设锅炉

给水压力为3MPa的饱和水。取表5-2-2、5-2-4中空气过剩系数为2』、热损失为标准反应热的1%

的数据为计算基准。

解：以整个废热锅炉为计算体系，以Imol进入焚烧炉的硫碳为计算基准

山题意画出过程示意图，如图5-2-7所示。

焚硫炉来炉气炉^去转化器

rel=990.1rc\7/7^=420-C

3MPa饱和蒸汽3MPa饱和水

图5-2・7例523示意图

由能量平衡方程可得:

NH水+AHyQ«

△Hh()

A/=

或DK△"气=之〃J；，CpjdT

由水蒸气表查得3MPa饱和水、饱和蒸汽的焰分别为：

加=1008.3kJ/kg、h,=2804kj/kg

AH怅=”1(辰一比)=，〃(28()4—1008.3)=1795.7mkJ

计算炉气温度由990.11。。降至42O℃的焙变。若采用将炉气作为整体计算的方法，则为了便广

计算，可先将炉气中各组分的mol分率、•中的各项系数值列于表5-2-5中，利用Excel计算出炉

气的5.再进行计算。

表5-2・5炉气中各级分的mol分率、cpj中的各项系数值及炉气为整体的◎,气值

c=a()+a\T+a：T2+ayf1

组分mol%p

的ai«243

N279.00%27.874.268E-0300

o211.000%29.964.184E-03-1.674E+050

so210.000%43.431.063E-02-5.941E+050

合计1(X).OO%29.6564.895E-03-7.782E+040

ri'.『693.15,.、

AH气=7=101，，3,,(29.656+4.895xlO-3T-7.782xlO4T_2)dT

=-).959x)05J=-1.959xlO2kJ

当锅炉绝热，即热效率为100%时，锅炉产汽量：

m=1.959x102/1795.7=0.10907kg/mol硫磺

折合成小时产汽量：

WT=0.10907x1.8397x104x103/32=6.27IxlO4kg/h

若考虑热损失，如取热效率为90%时，则折合成小时产汽量：

=6.271xI04X90%=5.644x104kg/h

☆思考：I.如何根据炉气进、出口温度，锅炉给水的压力和温度，计算废热锅炉的产汽量？

2.实际生产过程中，如何根据炉气进、出口温度，锅炉给水的压力、温度和流量，计算废

热锅炉的热效率？

五、计算SO2的实际转化率和平衡转化率

SO2的转化反应（见式（5-2-2））,是一个需催化剂存在下才能进行的可逆、放热的反应，反应

进行的程度通常用SO?的实际转化率表示，即反应过程中反应掉的SO?的量与反应器入口的SO?量

的匕值。平衡转化率是当反应达平衡时反应掉的SO2的量与反应前的SO?量的比值，此值是实际转

化率的极限值。平衡转化率与实际转化率两者之间的差值往往可以反映出催化剂的活性高低，即此

差值越小，表示催化剂的活性越面，当然也表示此反应器的反应潜力越小。相反，两者之间的差值

越大，可能是催化剂中毒活性下降，若催化剂并非中毒，则说明此反应器还有较大的潜力，只要适

当改变工艺条件，还可增加反应器的生产能力。

实际转化率的计算通常有以下两种情况，其一是实际生产过程中，通过对反应器进出口气体取

样分析，确定气体成份后计算出反应器中该段催化剂床层中SO?的实际转化率：其二是反应器设计

时，为了防止反应量过多导致催化剂床层温度过高烧坏催化剂，必须限制每一段催化剂床层出口温

度不得超过催化剂使用高限温度，通过热量衡算计算出实际转化率。

另外，在转化炉设计计算时，催化剂床层中反应量、进出口温度的设计，也可通过各段催化剂

出口，特别是转化反应器的最终出口的平衡温距的大小来控制。

所谓平衡温距就是指反应器实际出口温度（为与实际组成所对应的平衡温度（〃）之间的差

值，对于可逆放热反应，气体实际出口温度小于实际组成所对应的平衡温度，所以平衡温距为：

^T=T*-T（5-2-5A）

若为可逆吸热反应，则平衡温距为：

止T-T*（5-2-5B）

通常情况下，为了能保证实际反应设备有一定的反应推动力，从而能保证实际生产过程中有一

定的反应速率，一般要求反应器最终出口处的平衡温距在10〜15℃左右，反应器中其余各段催化剂

床层出口的平衡温距在20C左右。

SO2的平衡转化率（xr）可式（5-2-6）计算

(5-2-6)

1100—0.5axr

Np(b-0.5axT)

式中p---反应系统压力，atm；

Kp——平衡常数，可由经验公式（5-2・7）计算;

a,b——入口气体中SO?、Ch的摩尔百分率。

式(5-2-6)展开是一个含有灯的一元三次非线性方程，可采用前面介绍的非线性方程求解方

法，如Newton法等。也可采用ExcelVBA自定义函数求解，如以下代码为求解平衡转化率的

ExcelVBA自定义函数(H2SO4XT)的代码，此函数的计算考虑了反应开始时存在SO3的情况。

PublicFunciionH2SO4XT(A,B,C,T,p)AsDouble

'二氧化硫氧化为三氧化硫平衡转化率计算

'A,B,C分别表示入口气体中二氧化硫，辄气，三氧化硫的摩尔百分率

DimXO,ESP.KP.Al,A2,A3,A4,pOAsDouble

XO=0.7

ESP=0.0001

pO=p/O.IO1325

KP=H2SO4KP(T)

Al=0.5*AA3*(KPA2*p()-1)

A2=AA2*(IOO-C-(A+B)*K?A2*pO)

A3=A*(C*(200-0.5*C)+A*KPA2*pO*(0.5*A+2*B))

A4=IOO*CA2-AA2*B*KPA2*pO

H2SO4XT=Ncwton3(X0,ESP.Al,A2,A3,A4)

EndFunction

计算平衡常数勺的经验公式为：

lg&,=4812.3/7^2.82451g7+2.284xl()-37^7.02x1(尸/+l.lQTxK)-10^^(5-2-7A)

当反应温度在400〜70()℃时，也可采用简化经验方程式，如式(5-2-7B)。

1g林4905.5/1.6455(5-2-7B)

平衡常数的计算也可采用ExcelVBA自定义函数，如上段代玛中的函数H2sO4KP(T)即为计算

K.的自定义函数。

以下通过两个实例加以说明。

例5-5-4已知转化炉一段进、出气体的各组分mol%如下

组分合计

o2N2SO2SO3

一段进口气体％11.00%79.00%10.00%0100.00%

一段出口气体％7.96%81.70%3.52%6.83%100.00%

试计算转化炉一段中SO2的实际转化率？

分析：此类型的计算属于物料衡算，可假设某一进口气体量，再由联系组分即刈的摩尔组成

计算出出口气体量，然后由出口气体中SO3的含量计算出反应抻SO2的含量。

解：以lOOkmol进口气体为基准

则由联系组分即N2的摩尔组成得一段出口气量为：

〃入)乐.入100x0.79

=96.70kmol

)'净,出0.8170

出口气体中SO3量:

%。、=〃出=96.70x0.0683=6.60kmol

因S02反应生成等量的S03,故反应掉的S02量也为6.6kmol,则一段催化剂床层中SO2的转

化率为：

46.6/10.00=0.6600=66.00%

例5-5-5以表5-2-2中空气过剩系数为2.1时的数据为例，计算当床层一段进口气体温度为

420C、出口温度不得超过610℃时，试计算：

（I）该段催化剂中so2的转化率和一段出口气体组成？

（2）时应实际反应条件下的平衡转化率和平衡温距？

分析：此题中SOz转化率的计算实际上属于热量衡算，此转化率通常是将反应视为在绝热条件

下进行时对应的最高转化率。

由于SO?的转化反应是典型的可逆放热反应，其反应热与温度的关系已有相应的经验方程式，

如式（5-2-8A）。

-△加=92.253+2.352x10”广43.784x10-6T2+26.884x10-97^-6.900xIO12?4kj/mol（5-2-8A）

当反应温度在400〜700℃时，也可采用简化经验方程式，如式（5-2-8B）。

-A/?R=101.342-9.25x1OVkJ/mol（5-2-8B）

式中T一一反应温度，Ko

解：以ImolSCh为计算基准

（I）计算该段催化剂中SO2的转化率和一段出口气体组成

假设一段转化率为大

①物料衡算

此过程计算较简单，现将进出口物料量列于表5-2-6中。

表5-5-6反应器一段进出口物料明细表

一段入口一段出口

组分

Mol数mol%mol数mol%

N27.9079.007.907.90/(10.0C*-0.5x)

0：1.1()11.(X)1.10-0.5.V(l.l0-0.5Ai/(10.00-0.5.r)

S021.0010.00I.OOT(1.00-x)/(10.00-0.5^)

S0300X^/(IO.(X)-O,5x)

合计10.00100.0010.00-0.5x100.00

②热量衡算

为便于计算，现设计如图5-2-8所示的计算途径。

图5-2-8SO2转化一段绝热反应过程计算途径示意图

即：AWR=AHI+AH2=O

I)AWi的计算

将r=420+273.15=693.15K代入式(5-2-8A)中得:

-AAR=92.253+2.352X1()-2X693.15-43.784X10^X693.152+26.884X1()-9X693.153

-6.9(X)X1()-|2X693.154

=94.880kJ/mol

A”尸-94.880xkJ

ID的计算

前已查得N?、02、SO?的恒压摩尔热容数据，现只需查得S03的恒压摩尔热容数据如下：

262

SO3：Cp=57.32+2.686x10T-1305x107J/(molK)

以下先通过Excel分别计算ImolN2>O2、SO2、SO3由九=420C升温至改=610℃的焰变△比“再

乘上各自的物质的量数相加，由Excel计算之值如表5-2-7所示。

表527由Excel计算的N2、O2、SO2>SO3由4=420C升温至，2=610C的培变

J/mol各组分mol数值项第2列x第3列值mol数含K值项第2列x第5列值

ImolN2TL1始变5934.437.9046881.970.00

ImolO?3一熔变6266.991.106893.69-0.50-3133.50

lmolSO27i~乃均变9659.13LOO9659.13-1.00•9659.13

lmolSO3，L0培变14508.0()0.000.001.0014508.00

63434.791715.37

由表5-2-7得：

△”2=63434.79+1715.37xJ

由△7%=△〃l+△”?=()得：

-9488(卜+63434.79+1715.37.v=G

解得：尸0.6809

将工值代入表5-2-6计算得一段出口气体组成列于表5-2-8中。

表5.2-8反应器一段进出口物料计算值

一段入口一段出口

组分

mol数mol%g数mol数mol%g数

N27.9079.00221.27.907.90/(10.00-0.5x)=81.78221.20

61.1011.0()35.21.10-0.5.r=0.7596(1.10-0.5.v)/(10.Oi)-O.5.v)=7.R624.31

SO:1.0010.0064U30-.v=0.3191(1.00-x)/(l0.00-05x)=3.3O20.42

SO：.00°.r=0.6809x/(10.00-0.5x)=7.0554.47

合计10.00100.00320.410.00-0.509.6596100.00320.40

（2）计算对应实际反应条件K的平衡转化率和平衡温距

实际生产过程中，硫酸转化通常在常压下进行，此处取P=1.1atm（O.I114575MPa）o将一段入

□S02=10.00>02=1100、SO3=0、7=883.15、“=0.1114575分别输入Excel的单元格C278、D278、

E278、F278、G278中，在另一单元格B278中输入：

=H2SO4XT（C278,D278,E278,F278,G278）

按“Enter”,即可在单元格B278中获得计算结果（如图529）为：灯=0.7036

B278』==H2so4yr(C27aD278E278,F278,G278)

ABCDEFG

|0.7036

278|平衡转化率朽=10.0011.000.00883.150.1114575

图5-2-9利用ExcelVBA自定义函数计算平衡转化率示意图

由表5-2-8一段出口气体SO?、Ch、SO3的摩尔分率可计算出对应的气体分压，代入式（5-2-2）

对应的平衡常数计算式得：

Pso、=为。/二00705

=7.255

Pso「P晟一为5P•()&〃产一0.0330x(0.0786x1.1)°$

由式（5-2-7B）得对应的平衡温度为:

4905.5

=890.91K

1g7.255+4.6455

由式（5-2-5A）得平衡温距为：△了二）一72=890.91-883.15=7.76K

由此计算可知，一段出口平衡温距偏小，即题目要求控制反应器出口温度在610C偏高，需重

新调整。

假设f2=605C,重复表5-2-7以下内容。

具体处理过程只需在Excel表格中将原/2=610℃改为605℃即可，重新计算后的结果如表5-2-9

所示。

表5・2.9出口温度为605c后重新计算的各项结果汇总表

B272色==JSHeat1(C155,D”E1毋155,l,$B$270,$B$27D

ABCDEFGHI

270一段进气温度门/K：693.15各组分molmol数中

BxC值

271一段出气温度C/K：878.15中数值项含x值项BxE值出口各组分mo瞰mol%

17.90

2721ImolN2TLe皓变叫5776.28145632.640.D07.907.900081.71%

273ImolCh丁1~C始变〃：6099处1.106709.83-0.50-3049.921.10-0.0.7688795%

274ImolS02TLe焙变9399.001.009399.00-1.00-9399.00I.OOT0.33773.49%

275ImolS03TLe焙变〃：14111.540.000.001.0014111.54X0.6623685%

27661741.481662.6210.00-0.5x9.6688100.00%

277实际转化率=0.6623

278平衡转化率>广0.703610.0011.000.008S3.150.1114575

279对应的平衡温度K:897.26平衡