1、. . . . 1 / 27前前 言言硫酸作為重要的基本原料，廣泛用于化工、輕工、紡織、冶金、石油化工、醫藥等行業。目前在化工方面，硫酸主要用于化肥生產，其消費量約占總消費量的 70%左右。因此，化肥工業的發展直接影響硫酸行業的發展。硫酸的工業生產，基本上有兩種，即亞硝基法和接觸法。亞硝基法中又可分為鉛室法和塔式法，由于亞硝法存在諸多不足，已被接觸法所取代。接觸法硫酸生產的原料有多種，生產路線有硫璜制酸、煙氣制酸、硫鐵礦制酸和石膏制酸等。我國硫酸生產多年來一直是以硫鐵礦為主要原料。而國外基本上是以硫磺為生產原料的。硫磺制酸與硫鐵礦制酸相比，在環境保護、生產成本以與生產操作等諸多方面存在著一定的

2、優勢。本項目采用以硫鐵礦為原料的接觸法硫酸生產工藝。它的主要工序包括：（1）硫鐵礦的焙燒（2）爐氣的凈化（3）氣體的干燥（4）二氧化硫的轉化（5）三氧化硫的吸收（6）尾氣的處理在工業實際生產中，還需要其它的輔助工序，含硫原料運進工廠后需貯存，要焙燒前需對原料加工處理，以達到一定要求。焙燒最初得到的二氧化硫氣體中含有礦塵和氣體雜質等，為避免堵塞管道設備和引起催化劑中毒，以與要求要轉化前對二氧化硫原料氣進行凈化和干燥處理。成品酸要出廠前需要計量貯存，應設有成品酸貯存和計量裝置。另外，在生產中排出的有害廢水、廢氣、廢渣等，需要處理后才能排放，因而還需相應的處理裝置?？傊?，除以上三個工序外，再加上原料

3、的貯存和加工，二氧化硫原料氣的凈化和干燥，成品酸的貯存與計量，三廢處理等工序才構成一個硫酸生產的完整系統。 水分在爐氣中以氣態存在，應采用吸收方式進行清除，吸收時氣-液相間屬于氣膜擴散控制。工業上常采用填料塔對爐氣進行干燥。濃硫酸具有強烈的吸水性，常用于氣體干燥。爐氣的干燥就是將氣體與濃硫酸接觸來實現的，爐氣經過干燥塔后一般含水量1 時，形成發煙硫酸；n=1 時，形成無水硫酸；n1 時，則為含水硫酸，即硫酸和水的溶液。要求生產發煙硫酸時，可采用兩端吸收流程。轉化氣一次通過發煙硫酸吸收塔和濃硫酸吸收塔，分別為發煙硫酸和 98.3%硫酸吸收 SO3氣體后，氣相中的 SO3含量可降至 0.10.01

4、%，然后由濃硫酸吸收塔出口引至尾氣處理部分，或直接經過捕沫后放空?，F今三氧化硫吸收技術的發展主要表現在填料性能的改進，布酸設備的改進和冷卻器設計材料的改進。1.3.3 尾氣的處理硫酸廠尾氣中的有害物，主要是 SO2（約 0.2%0.5%） ，少量的 SO3和酸霧。因此，減少尾氣中的有害物的排放，主要應該是提高 SO2的轉化率與 SO3的吸收率。提高 SO2的最終轉化率，使之達到99.75%，就符合目前的排放標準。采用兩轉兩吸流程時，在正常的條件下，是可以達到的。故在新建的硫酸廠中，這種流程以得到廣泛的采用。但是，在早期建成的硫酸裝置中，絕大多數為一轉一吸流程，對尾氣與含低濃度 SO2氣體的處理

5、方法甚多，且各具特色，主要有：（1）氨法用氨水或銨鹽溶液吸收形成亞硫酸銨亞硫酸氫銨吸收液。連續引出部分吸收液進行處理，隨著處理方法的不同，所獲得的產品異不同。其中應用最廣的是氨堿法。（2）堿法用各種堿液吸收尾氣中的 SO2，可以免除氨法中氨的損失和霧沫。常用的堿吸收液有碳酸鈉溶液，氫氧化鎂溶液與石灰乳等。其共同的優點是：脫除率高，工藝簡單。其中，石灰乳吸收法的突出優點是石灰來源方便，價格低廉，投資和操作費用較低。（3）金屬氧化物法金屬氧化物所形成的堿性溶液，亦可作為 SO2的吸收劑。主要有堿性硫酸鋁石膏法；氧化鋅溶液吸收法；氧化錳法等。（4）活性炭法活性炭通常具有較大的表面積，是一種良好的吸收

6、劑。當尾氣中的 SO2在一定條件下通過活性炭層時，被活性炭表面吸附。在 100以下主要為物理吸附，提高溫度后，從物理吸附轉向化學吸附。在活性炭表面，吸附態的 SO2和吸附態的氧作用，形成吸附態 SO3，有水存在時，便形成硫酸。（5）控制 SO2排放的其他方法這類方法主要有稀釋法，CIL 法，調節供氣法等。. . . . 5 / 272 工藝流程的確定2.1 工藝流程選擇本次設計的是年產 8 萬噸硫酸車間干吸工段的工藝設計，采用的是接觸法制硫酸兩轉兩吸的工藝流程。2.2 工藝設計原理年產 8 萬噸硫酸干吸工段工藝設計采用的生產方法是接觸法制硫酸。接觸法制硫酸的工藝流程可分為二氧化硫氣體的制取，爐

7、氣凈化，二氧化硫氣體的轉化，三氧化硫的吸收以與尾氣的處理五個部分，工藝流程如圖 2.1 所示。圖 2.1 接觸法制硫酸工藝流程圖2.3 兩轉兩吸的工藝流程本次硫酸干吸工段的工藝設計我們采用兩轉兩吸的工藝流程，其流程示意圖如圖 2.2 所示。兩次轉化兩次吸收工藝將整個轉化和吸收過程分別分兩次進行，可用較少的催化劑獲得很高的最終轉化率。第一次使大部分 SO2得到轉化，一般控制轉化率在 90左右，然后進入第一吸收塔(或稱中間吸收塔)將 SO3吸收，再進行第二次轉化。此時由于反應混合物中不含 SO3，而且 SO2濃度很低，O2/SO2比值較一次轉化要高得多，在這種情況下，平衡轉化率高，反應速度快，用較

8、少的催化劑就能保證轉化率達到 95左右。兩次轉化的最終轉化率因工藝條件而異，一般在 99.599.8圍。圖 2.2 兩轉兩吸工藝流程圖. . . . 6 / 273 干燥塔工藝計算3.1 選擇計算數據3.1.1 原料氣（1）進塔：溫度 T136 表壓 P=-300mmH2O（2）出塔：溫度 T2=55 3.1.2 干燥硫酸（1）進塔：溫度 t1 =40 質量濃度 c1=95%（2）出塔：質量濃度 c2=94.4%, H2SO4 =1800kg/m3， 干氣=1.13 kg/m33.1.3 熱量衡算：以 0為計算基準 3.2 物料衡算3.2.1 原料氣的流量本設計生產能力為年產 8 萬噸 98%

9、的硫酸，按年開車 300 天計算，可知硫酸車間每小時硫酸的生產量為：qn,v（810310498）/ （3002498）=111.111 kmol/h由二氧化硫生成硫酸得：每小時消耗二氧化硫為：（已知 SO2轉化率為 99%,SO3吸收率為 99%）qn,vso2 = qn,v /99%/99%=111.111/99%/99%=113.367kmol/h由干氣中二氧化硫的組成可得干氣量為qn,v 干氣= qn,v1/9%=113.367kmol/h/9%=1259.663 kmol/h3.2.2 原料氣的壓強當 T1=36時,查硫酸工藝設計手冊物化數據篇P22 飽和水蒸氣的蒸汽壓表可知,水的飽

10、和蒸汽壓 P*水5.941KPa,算得原料氣進塔絕壓為P=101.325-3009.81/1000=98.382KPa3.2.3 水蒸氣含量(1)水蒸氣的含量：y=P*/P=5.941/98.385 =0.061(2)干氣的分壓：P干=P-P*水=98.385-5.941=92.441 KPa(3)進料氣中水的量：qn,L 水= qn,v 干氣P*水/ P干=1259.6635.941/92.441=80.954kmol/h3.2.4 進塔濕氣組成(1)SO2的組成：y SO2=P干9%/P=92.4419%/98.382=8.46%(2)SO3的組成：ySO3=P干0.3%/P=92.441

11、0.3%/98.382=0.28%(3)O2的組成：yO2=P干11%/P=92.44111%/98.382=10.34%(4)N2的組成：yN2=P干79%/P=92.44179%/98.382=74.29%(5)Ar 的組成：yAr=P干0.7%/P=92.4410.7%/98.382=0.67%原料氣濕基組成如表 3.1 所示表 3.1 原料氣濕基組成組成SO2SO3O2N2 ArH2O 總計. . . . 7 / 27V%（濕基）8.460.2810.3474.230.676.041003.2.5 氣體總量計算（1）干燥塔出口氣體含水量干氣流量：qn,v 干氣1259.663 kmol

12、/h 進口濕氣量：qn,v1qn,v 干氣+ qn,L1 水=1259.663+80.954=1340.617kmol/h吸收的水分量：以出口含水量 0.1g/m3 計算，由于塔壓降較小可忽略，塔的操作壓力為98.382Kpa,在低壓狀態下，氣體可近似看做理想氣體，則有理想氣體狀態方程:PV=nRT3815.34931382.98)15.27355(314. 8663.1259mPnRTV出口氣中含水量為:hkmolkgqLn/194. 0493. 3815.34931101 . 03-2,水（2）出口濕氣量 qn,v2qn,L 水=80.954-0.194=80.760kmol/hqn,v2

13、= qn,v1-qn,L 水=1340.617-80.760 =1259.857kmol/h3.2.6 干燥硫酸用量計算已知進口酸濃度 c1=95%，則其物質的量濃度%73.7718/05. 098/95. 098/95. 01x已知進口酸濃度 c2=94.4%，則其物質的量濃度%59.7518/056. 098/944. 098/944. 02x由物料守恒計算進口酸 qn,L1和出口酸 qn,L2 ： 2Ln,L1n,1L1n, )q+q (=qxxqn,L177.73%=( qn,L1+80.760) 75.59%計算得:qn,L1=2810.926kmol/hqn,L1= qn,L1+q

14、n,L 水= 2810.926+80.760=2891.686kmol/h3.2.7 物料平衡表表 3.2 干燥塔物料平衡表入料kmol/hkg/hm3/h出料kmol/hkg/hm3/h原料氣 qn,v 干氣1259.66337577.00731935.259干燥氣1259.66337577.00733897.963水汽 qn,L1 水80.9541457.1722051.741水汽 qn,L2 水0.1943.4925.221進口濕氣量1340.61739034.17933987出口濕氣量1259.85737580.49933903.184進口酸量2810.926 225385.66712

15、5.214出口酸量2891.686226910.601126.0613.3 干燥塔的熱量衡算3.3.1 入塔處干氣帶入熱 Q1低壓時，真實氣體可近似為理想氣體，此時，Cp.m=Cp.m1，Cp.m 有如下計算式：Cp.m=a+bT2+CT3 查化學工程手冊P1-31 表 3.1 各組分 a,b,c 的值由下表：表 3.3 不同組分的 a,b,c 的值組分ab103c106溫度圍 K. . . . 8 / 27對稀薄氣體，298.153000K 圍 Cp 約為 20.79 kJ/kmolK由于進料氣溫度 T1=36，T1=36+273.15=309.15K，由此可計算出在 309.15K 下各組

16、分的比熱容Cp.m 如下表 3.4 所示表 3.4 進口氣各組分比熱容組成SO2SO3O2N2 Ar%（干基）90.311790.7Cp.m（kJ/kmol.K）40.4952.7929.2928.7920.79入塔干氣平均熱容：Cp.m1=（40.499+52.790.3+29.2911+28.7979+20.790.7）/100=29.91 KJ/kmolK入塔干氣帶入熱：Q1= qn,v 干氣Cp.m 1T1 =1259.66329.9136=1356354.732kJ/h3.3.2 入塔處水氣帶入熱 Q2查化工原理附錄八有如下溫度下的焓值：表 3.5 不同溫度水蒸氣的焓當 T1=36時

17、，由插法得此時蒸汽的焓 H1=2560.875kJ/kg入塔處水氣帶入熱：Q2= qn,L1 水H1M水=80.9542560.87518=3731635.346 kJ/h3.3.3 水的冷凝熱 Q3查化工工藝設計手冊上冊P2-819 表 21.64，插得 36時水的氣化潛熱為 2436.718kJ/kg水的冷凝熱：hkJMrQ/222.35422081876.80718.2436qLn,3水3.3.4 入塔酸帶入熱 Q4查硫酸工藝設計手冊-物化數據篇P37 知,40時 95%的硫酸的 Cp.m 為 1.51kJ/(kg.K-1)95%的硫酸平均摩爾質量為M1=95/98/（95/98+5/1

18、8）98+5/18/（95/98+5/18）18=80.182g/mol故入塔酸帶入熱為,Q4= qn,L1Cp.m M1t12852.6391.52480.1824013943399.110KJ/h3.3.595%酸稀釋熱 Q5查硫酸工藝設計手冊-物化數據篇P46 可知，硫酸的稀釋熱的計算有如下的計算方式 （3-1）1868. 47983. 117860nnQ式中：稀釋熱，kJ/kmol H2SO4；Qn溶液中水分子與硫酸分子之比對于濃度為 C1的硫酸，當稀釋到濃度為 C2時，放出的熱量按下式計算：SO229.05841.88-15.874300-1500SO329.63683.920-29

19、.186298-1500O225.59413.251-4.205273-1500N227.0165.812-0.289300-1500溫度/焓（kJ/kg)35.62560.138.82566.3. . . . 9 / 27(3-2)1868. 47983. 111786017983. 1217860212nnnnQQ式中：每 mol H2SO4放出的熱量，kJ/kmol12QQ 濃度分別為 C2、C1時每 mol H2SO4所含水的摩爾數12nn 、95% H2SO494.4% H2SO4287. 098/9518/51n323. 098/4 .9418/6 . 52n425/677.110

20、71868. 47983. 1287. 017860287. 0-7983. 1323. 017860323. 0SOkmolHkJQhkJ /568.2456114%73.77639.2852677.11073.3.6 出塔處干氣帶出熱 Q6出塔氣溫度 T2=55，T2=55+273.15=328.15K，由表 3.6 中數據計算得到在此溫度下各組分的比熱容如下表所示：表 3.6 出口氣各組分比熱容組成SO2SO3O2N2 Ar%（干基）90.311790.7Cp.m（KJ/kmol/K）40.9356.3229.4429.4520.79出塔干氣平均熱容；Cp.m2=（40.939+56.3

21、20.3+29.4411+28.4579+20.790.7）/100=30.07kJ/kmolQ6= qn,v 干氣Cp.m2T2 =1259.66330.0755=2083570.778kJ/h3.3.7 出塔處水氣帶出熱 Q7查化工原理附錄八有如下溫度下的焓值： 表 3.7 不同溫度水蒸氣的焓，當 T2=55時，由插法得此時蒸汽的焓 H22596.818kJ/kg出塔處水氣帶出熱:Q7=qn,L2H2M水=0.1942596.81818=9068.088kJ/h3.3.8 出塔酸帶出熱 Q 出和酸溫 t2進口熱量總量 Q入:Q入=Q1+Q2+Q3+Q4+Q5=1356354.732+373

22、1635.346+13943399.110+2456114.568222.3542208=25029711.98 kJ/h設塔熱量損失為 8%Q = Q入8% 25029711.98 kJ/h8%=1752079.839 kJ/hQ出= Q入-Q-Q6-Q7=25029711.98-1752079.778-9068.088= 20934696.116kJ/h94.4%的硫酸的平均摩爾質量:M2=94.4/98/（94.4/98+5.6/18）98+5.6/18/（94.4/98+5.6/18）18=78.74g/mol出塔酸的熱焓：溫度/焓（kJ/kg)53.52594.060.12606.4

23、. . . . 10 / 27kgkJLMQI/26.9274.78686.28911620934696.122出表 3.8 硫酸的熱含量表熱含量(kJ/kg)硫酸濃度%(質量)4060809263.296.3130.29362.4951299858.289.21219957.487.9118.9注:摘自硫酸工藝設計手冊-物化數據篇P41查表 3.8，通過插法得：94.4% H2SO4 I=92.26 kJ/kg 時的溫度為 t=50.34。t=50.34-40=10.3415,符合設計要求。3.3.9 干燥塔熱量衡算表表 3.9 干燥塔熱量衡算表項目進口熱 kJ/h項目出口熱 kJ/h入塔干

24、氣帶入熱 Q11356354.732爐氣帶出熱 Q62083570.778入塔水汽帶入熱 Q23731635.346出塔水汽帶入熱 Q79068.088水的冷凝熱 Q33542208.222出塔酸帶出熱 Q出20934696.12入塔酸帶入熱 Q413943399.11熱損失Q1752079.83995%硫酸稀釋熱 Q52456114.568入塔總熱量23027335.02出塔總熱量23027335.024 4 填料塔工藝計算填料塔工藝計算4.1 填料的選擇與堆積方式填料的種類繁多,干燥塔常用的填料有拉西瓷環、螺旋瓷環、瓷矩鞍、瓷異鞍、階梯環等。鞍型瓷填料，傳質效率高，壓降小、破損率小、制造容

25、易，裝填不好時，產生的偏流不像拉西環那樣嚴重。本干燥塔填料選用瓷矩鞍環,且堆積方式采用堆放，為保證液體均勻分布在塔底部設 1 層整堆38m m拉西環填充高度為 300mm，頂部設一層整堆38mm 瓷矩鞍環填充高度以保證填充至分酸槽堰口下緣大約 400mm， 以減少氣體帶酸沫。其特性數據見表 4.1表 4.1 瓷矩鞍的特性數據外徑高厚 mm堆積個數 n個/m3堆積密度kg/m3比表面積m2/m3孔隙率 m3/m3干填料因子a/3m-1壓降填料因子泛點填料因子804268243470105.40.791212.9160226注：摘自硫酸工藝設計手冊-工藝計算篇P252 表 4-5-214.2 填料

26、塔的工藝計算4.2.1 液泛速度出塔氣體流量 G2:37580.499kg/h,入塔酸流量 L1:225385.667 kg/h, H2SO4=1800kg/m3 干氣=1.13 參考化工原理下冊 P6873 參考硫酸工藝設計手冊-工藝計算篇P237245. . . . 11 / 27kg/m3, 40時，硫酸的粘度為 L =12.35mPa .s,水的密度為 992.2 kg/m315. 0180013. 1499.37580667.2253855 . 05 . 021LGGL查?？送ㄓ藐P聯圖 4.1 得, 圖 4.1 埃克通用關聯圖查圖 4.1 可得縱坐標：12. 02 . 02LLGg液

27、體校正系數：=水/H2SO4 =992.2/1800=0.551令013. 035.12180013. 118002 .99281. 92262 . 02 . 0LLGgB2B=0.12C=（0.12/0.013）0.5=3.04m/s出于安全考慮，操作氣速比液泛氣速小，一般為液泛氣速的 50%60%?？账馑伲?C50%=3.0450%=1.52m/s4.2.2 塔徑的計算平均氣體流量：smV/438. 9382.983 .10115.2732553615.27336002797.28220821.300293則塔徑 D：mD88. 252. 1785. 0438. 9按塔徑標準圓整為 3m

28、.則實際操作速度：. . . . 12 / 27sm/34. 1塔橫截面積為：2207. 72314. 3mS4.2.3 填料面積 F （4-1）PKGF式中：G需吸收的水量，kg/h； K干燥速度系數，kg/(m2hkPa)；干燥推動力，kPa。P(1) 干燥水量：hkgG/172.145718954.8018qLn,(2) 干燥速度系數：8 . 0 AK查化工原理下冊 P76 表 8.9 可知瓷矩鞍填料 A=0.176，pahmkgAK28 . 08 . 0/222. 034. 1176. 0(3)干燥推動力：P塔操作壓力為 98.382KPa入塔氣體水蒸氣分壓：KpaatmP938. 5

29、0586. 0954.80663.1259954.803 .101382.981出塔氣體水蒸氣分壓：KpaatmP015. 00001495. 0194. 0663.1259194. 03 .101382.982KpaPPPPP99. 0015. 0924. 5ln015. 0924. 5ln2121將以上計算結果代入式(4-1)得：填料面積:2386.489834. 1222. 0172.1457mF4.2.4 填料高度 H填選用尺寸為 50mm 的瓷質矩鞍形填料為干燥層。(4-2)2785. 0/DFH填式中： F填料面積，m2；填料的比表面積，m2/m3； D塔徑，m。由式(4-2)得：

30、mH6 . 63785. 06 .105/386.48982填考慮到生產波動因素,填料高度選為 7m4.2.5 壓力降 P024. 035.12180013. 1180036.99381. 916034. 12 . 022 . 02LLGg15. 0180013. 1499.37580667.2253855 . 05 . 021LGGL. . . . 13 / 27查圖 4.1 埃克脫通用關聯圖得，填料層壓力降為：mpampazP/58.176/81. 918/填料paP428.11656 . 656.1764.2.6 填料層持酸量持酸量=硫酸液膜厚度填料面積潤濕率:107. 04 .1053

31、08.11LL查硫酸工藝設計手冊-工藝計算篇P246 圖 4.5.5,潤濕率與液膜厚度的關系得：水的液膜厚度為 0.07cm，校正系數。114. 01035.128 . 1022. 0022. 033. 0333. 0LL則硫酸的液膜厚度經校正后為 0.07/0.114=0.614cm。則填料層持酸量32091.42280.685510614. 0m4.3 干燥塔的總高度在填料層高度確定后，其它部位的高度均根據裝配和工作空間高度來決定。下氣室(包括進氣、出酸管)：高度 2m；球拱(或磚拱)高度：0.4m；填料層高度：7.7m；填料支承柵板：0.2m 分酸管、槽高度：0.6m；絲網除沫層與空間高

32、度：3.66m; 封頭：1.2m 全塔總高度 H=14.44m。5 5 塔附件的設計塔附件的設計5.1 接管的計算與選擇5.1.1 塔底進氣管本設計采用折管進氣，進氣氣速選為 25m/s 管徑計算如下：塔底進氣管徑:GuqDVV1,4smqVV/44. 936003398731,mmD6942514. 344. 9查得進氣管的參數如表 5.1 所示表 5.1 塔底進氣管參數公稱直徑 mm外徑 mm壁厚 mm單位長度理論質量 kg/m70071110189.89注：摘自 HG/T20553-2011 化工配管無縫與焊接尺寸選用系列5.1.2 塔頂出氣管本設計中塔頂出氣采用的是彎管，出氣氣速選為

33、25m/s 管徑計算如下：塔底進氣管徑:GuqDVV2,4smqVV/418. 93600183.3390332,參考化工設備設計全書塔設備P334346. . . . 14 / 27mmD6952514. 3418. 9查得進料管的參數如下，表 5.2 塔頂出氣管參數公稱直徑 mm外徑 mm壁厚 mm單位長度理論質量 kg/m70071110189.89注：摘自 HG/T20553-2011 化工配管無縫與焊接尺寸選用系列5.1.3 塔頂進酸管本設計采用直管進酸管，進酸流速選為 1.6m/s 管徑計算如下：塔頂進酸管徑LuqDLn1,4smqLn/0353. 0360012731,mmD16

34、76 . 114. 30353. 0查得進酸管的參數如下表 5.3 所示表 5.3 塔頂進酸管參數11sd 22sd abc1H2H2196 2738 25 210 95 150 200注：摘自化工設備設計全書-塔設備P334 表 8.285.1.4 塔底出酸管本設計采用直管進酸管，進酸流速選為 1.6m/s 管徑計算如下：塔底出酸管徑：LuqDLn2,4smqLn/035. 0360006.12632,mmD1676 . 114. 3035. 0查得出酸管的參數如表 5.4 所示，表 5.4 塔底出酸管參數11sd 22sd abc1H2H2196 2738 25 210 95 150 20

35、0注：摘自化工設備設計全書-塔設備P334 表 8.285.2 除沫器5.2.1 絲網直徑的確定本設計采用上裝式高效絲網除沫器，絲網作為過濾層除沫，其效率較高，大于 5m 的液滴除去的效率大于 98%。絲網除沫器是依靠絲網墊起除霧作用，絲網由單根絲編織而成，對于小型的絲網墊是將織成的網筒折扁卷成餅狀，上下用框架夾緊水平放置。霧沫隨氣流沖擊網墊時被阻留在絲網上，并聚后借重力作用下降滴落,其具有比表面積大、質量輕、空隙大與使用方便等優點。參考化工工藝設計手冊P5-325P5-330. . . . 15 / 27圖 5.1 上裝式絲網除沫器絲網除沫器的液泛氣速GGLfKu已知L=1800kg/m3

36、G=1.13kg/m3，對于 HP 型絲網除沫器 K=0.233，smKuVVLf/3 . 913. 113. 1-1800233. 0絲網除沫器的操作氣速:，取fGuu)8 . 05 . 0(smuufG/44. 73 . 98 . 08 . 0絲網除沫器直徑:mD28. 144. 714. 3444. 345.2.2 絲網除沫器在塔的安裝位置由于除沫器中氣速比塔的氣速高，除沫器直徑比塔徑小，一般將除沫器置于干燥塔頂部。除沫器裝有兩層金屬絲網墊（見圖 5.2） 圖 5.2 絲網除沫器安裝示意圖本設計上層為疏網，厚度 150mm，采用標準型鋼絲，鋼絲尺寸：圓絲 0.23mm。下層為密網，厚度

37、100mm，采用高效型絲網，鋼絲尺寸，圓絲 0.19mm。網塊選用 0Cr19Ni11，格柵選用 0Cr18Ni9。安裝時兩層之間留有檢修距離 500mm,上層上部空間 500mm。氣體由除沫器下部進入，通過兩層絲網除去霧沫后，從塔頂排出。絲網除沫器的主要參數如下：表 5.5 上裝式絲網除沫器主要尺寸主要結構尺寸/mm公稱直徑mmHH1D質量/kg1300100228122064.8注：摘自化工工藝設計手冊第三版 下冊 P5-328 表 35-94 5.3 筒體干燥塔塔體由碳鋼外殼襯耐酸瓷磚制成， 耐酸瓷磚除防腐外還能起到對鋼殼體加強的作用。本 次設計干燥塔時，塔筒體襯 1 層耐酸磚，磚襯里層

38、與金屬殼體之間用耐酸石棉板隔離，這層板除了消除某些部位不均勻位移(包 括溫差引起膨脹)， 還可防止酸侵蝕殼體。筒體厚度：=0.001D+0.4=0.7cm. . . . 16 / 27故壁厚選 7mm，所用材質為 Q235-A5.4 酸分布裝置分酸裝置采用槽式掛管分酸器(見圖 5.3)，本設計采用分酸槽梯形堰口上寬 46 m m，下寬 15mm ，高 65 mm 的分酸器，穩定氣體和酸在整個塔截面上均勻分布。為保證有足夠的酸量充分潤濕塔整個填料層，因此,安裝時必須保證分酸槽槽體傾斜度 2.5/l 000,掛管口面與槽體貼緊(加工面),保證全部酸都經過分酸鉤均勻地進入填料層,槽的堰口高低要一樣。

39、圖 5.3 槽式掛管分酸器5.5 填料支承裝置本設計采用瓷球拱支承結構，大開孔率瓷球拱的開孔面積可達 60%，流體阻力小，球拱具有自支承的特點，結構可靠，沒有坍塌的危險；塔底襯砌層不受壓力，可以防止塔底漏酸，延長塔的使用壽命；氣體分布均勻，可以提高填料效率；塔底空間大，便于塔底部清理。5.6 人孔人孔是安裝或檢修人員進出塔的唯一通道，人孔的設置應便于檢修。對于直徑大于800mm 的填料塔，人孔可設在每段填料的上、下方，同時兼作填料裝卸孔用。且裝有填料的塔，應設填料擋板。人孔伸入塔部應與塔壁修平，其邊緣需倒棱和磨圓，人孔法蘭的密封面形與墊片用材，一般與塔的接管法蘭一樣。本設計的塔徑為 3000m

40、m，可取人孔直徑為 450mm。5.7 封頭封頭按其形狀可分為凸形封頭、錐形封頭和平板封頭，本設計選用折邊錐形封頭。折邊錐形封頭具有降低轉角處的應力集中的優點。封頭壁厚選 6mm，高度為 1.2m，所用材質為 16MnR。. . . . 17 / 276 6 附屬設備的選型與設計附屬設備的選型與設計6.1 酸冷卻器的選擇鑄鐵排管酸冷卻器具有結構簡單，操作方便，價格低廉等優點。其管徑大小有80、100、150mm 等，管徑、長度、排組數等根據冷卻酸量和熱負荷來確定。熱負荷hkJQ/69912971120934696進口酸溫 40，出口酸溫 50.34；進口水溫 25，出

41、口水溫 35。(1)冷卻水用量 G (6-1)水tCQG式中：Q熱負荷，kJ/h； C水的比熱容，kJ/(kgK)；水溫差，。水t由式(6-1)得：hkgG/.260.16698425351868. 46991297(2)冷卻排管的排列進口酸量sm /0348. 0/hm214.1251800669.22538533擬采用；壁厚；管長 L=2m 的鑄鐵管。150mm12假設：每排 6 層，每層 6 根管。則：直管總長，每排有彎頭 5 個，每個相當直管長度為：m72662直L180mmD78880221每排管總長m94.75788. 0572總L每排換熱面積為：2m6 .3894.75162.

42、014. 3總DL假設干燥塔冷卻器共排 18，總換熱面積：28 .694186 .38mF酸在排管流速 (合格，可以采用)sm/22. 0915. 078. 00348. 02(3)冷卻面積 F (6-2)tKQF式中： Q熱負荷，kJ/h；K傳熱系數，kJ/(m2sK)；平均溫差，。t 平均溫差t酸側 50.3440，34.252534.50Ht水側 2535，53540Kt平均溫差 (6-3)KHKHtttttln由式(7-3)得：平均溫差537.12t 傳熱系數 K. . . . 18 / 2717.45234.5040t酸在此溫度下的物性數據：密度：33/108286. 1mkg粘度：

43、)/(1035.123smkg導熱系數：)/(103128. 03KsmkJ比熱容：)/(524. 1KkgkJCp， kJ/(m2sK) (6-4)221111111RRK管式中：管、外的傳熱分系數，kJ/(m2sK)21、管、外的污垢系數，(kJ/m2sK)-1；(取)21RR、10001R20002R管壁厚度，m(忽略不計)；管的導熱系數，kJ/(m2sK)。管，kJ/(m2sK) (6-5)4 . 08 . 01PrRe023. 0Bd，kJ/(m2sK) (6-6)4 . 06 . 02252.46LGdH上兩式中：硫酸導熱系數，kJ/(msK)；管的外直徑，m；HBdd 、 Re雷

44、諾系數； Pr普蘭特常數； G冷卻水量，kg/h； L管的長度，m。 (6-7udBRe (6-8)pCPr上兩式中：硫酸密度，kg/m3；管直徑，m；Bd u酸在排管流速，m/s；硫酸的粘度，Pas； Cp硫酸的熱容量，kJ/(kgK)；硫酸導熱系數，kJ/(msK)。由式(6-7)和式(6-8)得：41041035.1222. 010122150108286. 1Re33317.60103128. 0524. 11034.812Pr33將以上計算結果代入式(6-5)和式(6-6)得： kJ/（m2sK）229. 017.60410410122150103128. 0023. 04 . 08

45、 . 0331 kJ/(m2sK)519.87052284.11132215. 052.464 . 06 . 02將的計算結果代入式(6-4)得：21、. . . . 19 / 27 kJ/(m2sK)229. 0519.870512000110001229. 011K將 K=0.229 kJ/(m2sK)代入式(6-2)得：冷卻面積 2435.6763600537.12229. 06991297mF其中，冷卻面積 676.435m2冷卻排管總換熱面積 694.8m2，故此裝置合格。6.2 鼓風機的選擇6.2.1 塔頂出口氣鼓風機在干燥工段，鼓風機是將干燥塔出來的氣體送到吸收塔。已知出塔頂出氣

46、量為qn,v2=33903.184m3/h=565.053m3/min,該風量下選擇風機的參數如表 6.1 所示：表 6.1 單吸入離心式鼓風機型號介質操作流量m3/min進口壓力kPa溫度主軸轉速r/min軸功率kW電動機型號配電機功率 kWD70013二氧化硫70096.3502975370JK1342440注：摘自硫酸工藝設計手冊工藝計算篇 P3036.2.2 塔底進口氣鼓風機在干燥工段，鼓風機是將上一工段來的原料氣體送到干燥塔。已知出塔底進氣量為qn,v1=33987m3/h=566.45m3/min, 該風量下選擇風機的參數如表 6.2 所示表 6.2 單吸入離心式鼓風機型號介質操作

47、流量m3/min進口壓力kPa溫度主軸轉速r/min軸功率kW電動機型號配電機功率 kWD70013二氧化硫70096.3502975370JK1342440注：摘自硫酸工藝設計手冊工藝計算篇 P3036.3 酸泵選用 FY 型液下泵，其具有不占地、安裝和維修簡便、不會泄露液體到工作場地等特點。選用液下泵，除根據所需揚程、揚程的大小外，還需著重注意輸送硫酸的濃度、溫度和雜質的含量來選擇。計算得酸的流量為 125.21 m3/h 其基本參數如表 6.3 所示。表 6.3 FY 型液下泵基本參數型號流量 m3/h揚程 m轉速 r/mim效率%電機所需功率 Kw150FY-35A173.528.81

48、4808040注：摘自硫酸工藝設計手冊工藝設計篇 P263 表 4-5-33. . . . 20 / 277 7 主要設備設計結果匯總主要設備設計結果匯總7.1 干燥塔設計結果干燥塔計算結果如表 7.1 所示。表 7.1 填料塔主要計算結果項目項目進塔氣溫36推動力 kPa0.99出塔氣溫55填料面積 m26630.14進塔壓力 kPa98.382填料高度 m6.6出塔壓力 kPa98.382淋灑密度 m3/m2h1800進塔氣量 m3/h33987壓力降 Pa784.61出塔氣量 m3/h33903.184填料層持酸量 m340.709平均氣體流量 m3/s33945.092塔高 m14.4

49、4空塔速度 m/s1.34填料類型50mm 瓷質矩鞍型填料塔徑 m3排列形式堆放速度系數 kg/m2hkPa0.2227.2 酸冷卻器設計結果酸冷卻器計算結果如表 7.2 所示。表 7.2 冷卻器主要計算結果和結構尺寸項目項目進口酸溫()50.34冷卻器形式鑄鐵排管出口酸溫()40管徑(mm)150進口水溫()35管長(m)2出口水溫()25排數18熱負荷(kJ/h)6991297每排層數6冷卻水用量(kJ/h)166984.26每層根數6進口酸量(m3/h)125.21總換熱面積(m2)694.8傳熱系數(kJ/m2sk)0.229酸在排管流速(m/s)0.22冷卻面積(m2)676.435

50、. . . . 21 / 277.3 設備一覽表設計中主要設備選型如 7.3 所示。表 7.3 主要設備選型序號設備位號設備名稱型號規格數量材料1T301干燥塔1440030001 臺Q235-A2E301干燥塔酸冷卻器F=694.8 m21 臺HT1003C301干燥塔出氣風機D700131 臺0Cr18Ni94P301干燥塔循環酸泵150FY-35A1 臺A3. . . . 22 / 278 8 設計體會設計體會課程設計是培養學生綜合運用所學知識,發現、提出、分析和解決實際問題,鍛煉實踐能力的重要環節，也是對學生實際工作能力的具體訓練和考察過程。隨著科學技術發展的日新日異，硫酸生產工藝已也

51、在不斷的發展，在化工生產中可以說得是無處不在。對于化工專業的學生對硫酸生產過程作一定的了解很有必要。經歷了三個星期的努力，我終于順利完成了此次的專業課程設計?？粗约旱脑O計成果，再回想起這三個星期的辛苦與努力，我明白了成功是多么的來之不易，同時也感到無比自豪。這次的設計過程，有太多辛酸和幸福的回憶，我相信，它對我以后的人生一定受益匪淺。我的設計題目是年產 8 萬噸硫酸車間干吸工段的工藝設計，采用接觸法制硫酸的工藝流程和兩轉兩吸的生產工藝，主要包括工藝過程計算，主要設備工藝計算與選型等。在剛拿到設計任務書時，我一頭霧水，不知道從何入手。在圖書館與網上查閱了很多資料后，以與在同學的熱心幫助下，我們開始一起慢慢地摸索，尋找切入點。起初對于計算部分毫無頭緒，我們便一起研究