1、1文獻綜述1.1概述近十幾年以來,我國硫酸工業得到很大的發展, 重要的標志之一是硫酸工程設計項目多、質量好、技術水平高、經濟效益和社會效益顯著。我國自行設計、自己建設的中、小型硫酸工程遍及全國, 還承擔了許多大型硫酸工程設計。此外, 從國外引進了一些先進的硫酸技術。硫酸工程設計的進步，大大改變了我國硫酸工業的技術狀況。硫酸工程設計因采用的原料不同其形式各異，工藝過程和設備須與所用的原料相匹配。以前我國以硫鐵礦生產硫酸為主體，在今相當長的時期內，這種情況不會有較大的變化；以重有色冶金工業的冶煉煙氣生產硫酸，是我國硫酸工業的重要組成部分；隨著硫磺供應的增加, 愈來愈多的新建工程從治理環境、生產簡便

2、和經濟角度考慮，選用以硫磺生產硫酸；以石膏、磷石膏為原料生產硫酸、聯產水泥的工程，也有新的發展。一般情況下，以硫鐵礦制酸工藝較復雜些，硫磺制酸過程簡便些。硫酸工程設計與消費有關, 因為硫酸產品大部分用于生產磷肥等化學肥料, 所以硫酸工程大部分和磷肥工業配套建設。比較典型的是小磷銨工程中的120t/d硫酸工程；120kt/a磷銨工程中的600t/d硫酸工程；240kt/a磷銨工程中的1200t/d硫酸工程；還有配合重鈣生產的硫酸工程。對重有色金屬冶煉工業的硫酸工程, 硫酸裝置的規模大小取決于冶煉的金屬和所選用的冶煉工藝。在這些聯合企業中, 硫酸裝置的投資費用是舉足輕重的，所占的比例均較高。由于磷

3、肥工業和重有色冶金工業的裝置日趨大型化，配套的硫酸裝置也相應大型化。然而, 畢竟硫酸生產不是這些企業的主體裝置，所以硫酸工程的設計不應喧賓奪主, 而應為主體裝置“服務”。裝置的設計要有其適應性和靈活性。硫鐵礦制酸的南化、開封、云峰、銅陵、黃麥嶺、大峪口等大型硫酸工程和冶煉煙氣制酸的貴溪、白銀、葫蘆島、韶關、株洲、金川、金隆等大型硫酸工程的設計都在不同程度上考慮了其配套的地位。硫酸工程設計廣泛采用了先進的技術和裝備。在許多工程設計中，應用我國自己開發的新技術，也引進了國外一些新技術；大量使用國內研制的裝備，亦引進了一些先進和大型的設備；還推廣使用了許多新材料等。這些措施大大改善了工藝和裝備狀態，

4、延長了裝備的使用壽命，減少了維修。我國是世界上使用硫鐵礦生產硫酸最多的國家，在礦制酸方面也是最成熟和最富有經驗的國家。有一流的沸騰焙燒技術，較全面地掌握了氣體凈化方面的技術，效果和指標均較好。對裝置的機械化和自動化作了足夠重視，特別是在大型裝置中，原料的貯運、裝卸,采用和移植其他工業部門行之有效的設備，提高機械化的水平?？刂品矫?，已經在一些大型工程中，設置了集散系統(DCS)，提高了工程設計的自控水平。工程設計的組織體制逐步與國際接軌，推廣了以項目經理負責制為中心的新體制，提高了管理水平，適應了進入國際市場的需要。許多設計單位的裝備不斷地改善和提高，應用了CAD輔助設計系統，開發和引進了許多應

5、用軟件，計算、方案選擇、出圖均由微機完成，確保了設計質量，加快了設計進度。設計單位的設計質量普遍提高了，具體反映在這些年建設的硫酸工程成功率十分高，許多設計單位還通過ISO9001質量體系認證，取得了向國際市場進軍的通行證。1.2硫酸幾種不同的生產工藝以硫磺為原料進口硫磺可充分利用世界硫資源，以補充我國硫資源的不足，其前提是世界上要有多余的硫磺供應。硫磺進口量的多少受多種因素影響，據最近國際硫研究所和加拿大棱鏡硫磺公司的資料，對世紀年代以來世界硫磺供應總量和需求總量的統計和未來的預測至年表明，世界硫磺供需總量是平衡的，并且呈現不同程度的供大于求，多余的部分成為庫存在不同地區、不同時期硫的供應或

6、硫的需求發生著變化，但硫的供應總量和需求總量基本上平緩地上升，即使年我國進口硫磺達占世界硫磺貿易量的，也未出現總體上生產和供應小于需求的態勢。上述資料可能有局限性，不夠全面，但可看出在世界范圍某些地區的變化和世界總量的變化是有區別的。拿我國的情況看，年硫鐵礦制酸，硫磺制酸僅幾十萬噸年礦制酸減少到，硫磺制酸升至其中礦制酸改為硫磺制酸的量凈增加了世界硫的消費，而其余增加的硫磺制酸大部分用于增產磷肥，并且主要是以產抵進，這樣就減少了國外磷肥的生產，即減少了國外硫的消費量。所以，我國使世界硫磺消費凈增加量實際低于進口硫磺的增加量?？傮w上世界硫磺供應略有富余，但年以來世界硫磺的價格逐漸抬高，原因何在目前

7、硫磺生產主要地區是美國、加拿大、中東、前蘇聯，世界硫磺貿易最大進口國是中國占最大出口地區是加拿大和中東總和。以下幾個因素影響國際市場硫的供需平衡和價格：我國以及印度近幾年強勁的需求；中東局勢動蕩影響；中東產油國硫磺貿易；前蘇聯國家是硫磺生產大國，因存在儲運困難，近年進入貿易市場的量還不夠大世界運輸保險費大幅度增加世界海運費大幅度增加加拿大鐵路運輸費用增加。硫磺貿易中所占份額最大的是加拿大、中東出口方和中國進口方，因中東不穩定的局勢和費用上漲，加拿大隨之漲價的可能性也是存在的，受影響最大的是我國。目前的高價位應該能促使我國硫磺制酸增長的勢頭下降。如果我國進口硫磺的增長率逐步減小，上述其它幾項不利

8、因素逐步緩解，市場供應量增加，在市場經濟的環境下價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價位。未來幾年我國硫磺制酸在現有生產能力的基礎上保持平穩的增長是恰當的。以硫鐵礦含伴生硫鐵礦為原料硫鐵礦是我國的自有資源，從我國這個人口，大國的安全和經濟發展考慮，保持一定規模的硫鐵礦采選能力和硫鐵礦制酸能力是需要的。同時，從我國硫鐵礦資源狀況上考慮又應該節約使用，恰當地利用國外的硫資源。我國已是國際市場中重要的一員，因而特別需要研究和把握好國際市場，為硫酸的長期發展爭取有利條件，硫鐵礦制酸可以起到重要的調節、平衡作用。如果將硫鐵礦制酸改為硫磺制酸，將凈增加世界硫磺的消費需求，維持現有硫鐵礦

9、原料能力并穩步增長不但對國家經濟安全有利，而且可以穩定世界硫磺市場，反過來對我國進口硫磺有利，總體上對我國硫酸工業的長期發展有利。穩定和發展硫鐵礦制酸要重視發展硫鐵礦礦源和發展硫鐵礦制酸生產裝置。發展硫鐵礦礦源包括后備資源的勘探、資源開發利用的規劃和評價、資源合理利用的研究、技術開發、礦山建設、提高生產能力和技術水平等。發展硫鐵礦制酸生產裝置包括工藝技術和裝備水平的提高、減少環境污染、解決礦渣的綜合利用、大型化等。要本著節約資源的觀點，礦山和硫酸廠都要考慮在充分利用中、高品位礦的同時如何利用好低品位礦，提高資源的綜合利用率。冶煉煙氣和其它原料冶煉煙氣主要是有色金屬硫化礦物冶煉時產生的含二氧化硫

10、煙氣，冶煉煙氣制酸實際是冶煉廠的副產品，是隨著冶金工業的發展而發展。我國冶煉煙氣制酸發展迅速，已形成較大的生產能力，其硫酸產量占全國總產量的左右。石膏、磷石膏是我國硫酸原料潛在的硫資源,目前已有口以上的工業生產能力，但近期大規模發展的條件還不夠成熟。我國煤炭中所含的硫也是潛在的硫資源，目前燃煤煙氣脫硫主要采用拋棄法，回收這部分硫的開發研究和工業化應該加緊進行。硫磺制酸與硫鐵礦制酸的優缺點比較目前我國硫酸工業是硫鐵礦制酸和硫磺制酸為主。隨著生產技術的發展和市場經濟的變化，硫磺制酸體現了越來越多的優點：1.沿海地區原料到廠價格約為450-550元/噸，國內硫鐵礦到廠價格為200 -220元/噸（折

11、35%S）。硫磺制酸消耗的水、電和原料費用低于硫鐵礦制酸。生產成本的降低有利于企業提高經濟效益；2.硫磺制酸裝置中省掉了焙燒、凈化工段，只有熔硫、焚化、轉化、干吸、成品工段，原料的加工也比硫鐵礦制酸裝置簡單，因此工藝流程短，物料處理量少，設備少，建設工期短。其基建投資約為硫鐵礦裝置的50%。也降低了裝置的管理費用。3.原料運輸量少，硫磺雜質少，產品質量好，單位產品能耗低，熱能利用效率高。4.廢物排放量少，有利于環境的保護。由于上述原因，采用硫磺為原料制取硫酸有更大的優越性。由于我國硫鐵礦資源較豐富,國內的硫酸企業基本采用礦石制酸工藝。但隨著社會對環境質量要求的不斷提高，人們的環保意識越來越強，

12、礦石制酸工藝存在的對環境污染大的問題越來越突出，到了必須進行工藝改進的地步，硫磺制酸比較簡單，它把硫磺燃燒后變成二氧化硫，用水吸收，而硫磺的濃度又比較高，對里邊雜質的清除就比較簡化，而硫鐵礦要把二硫化鐵燒成氧化鐵，然后二氧化硫出來，又要在沸騰爐內，后期的除塵、凈化等工序非常繁瑣。過去硫鐵礦含硫量很高，現在硫鐵礦的含硫量很低，而且運輸成本越來越高，這些因素都促使硫磺制酸工藝的不斷推廣。從而選擇清潔生產工藝-硫磺制酸。但隨著我國磺制酸工藝的普及，我國對硫磺需求量也不斷加大，2009年我國硫資源消費量約2000萬噸，占世界總消費量的2/5，進口硫（硫磺、硫酸）占國內硫消費量的90%左右。隨著硫需求的

13、不斷上升，供應價格不斷上漲，企業生產成不也不斷提高，這些都促使我們改進生產工藝，提高硫磺利用效率。中國硫酸生產由硫磺制酸、硫鐵礦制酸和冶金煙氣制酸構成，2006年硫酸產量構成是硫磺制酸占44%，硫鐵礦制酸占32%，冶金煙氣制酸占23%，其它約1%。目前我國硫酸生產問題之一是我國硫磺需求量的90%依靠進口。硫磺制酸基本上是為磷肥企業配套建設的，因此我國磷肥生產嚴重地受控于國際硫磺市場。問題之二是硫鐵礦制酸前景黯淡，一方面是硫鐵礦制酸即耗能又排酸渣污染環境，世界上幾乎只有中國利用硫鐵礦制酸，隨著全球加強環境保護，硫鐵礦制酸很可能被淘汰；另一方面是硫鐵礦制酸受制于硫磺價格，2008年國際市場硫磺價格

14、暴漲，我國硫鐵礦制酸產能擴張；目前國際市場硫磺價格回落到合理價位，部分硫鐵礦制酸被迫停產或關閉；雖然硫鐵礦制酸是利用本國豐富的硫鐵礦資源，但是硫鐵礦制酸沒有競爭力，依靠硫鐵礦資源并不能保障我國硫供應平穩。表1 中國硫酸產量與構成2002200320042005200620072008硫酸產量 萬噸3052337139954615503354135133硫磺進口量 萬噸409409677831881965841硫鐵礦制酸 %39.5238.6535.8435.9731.65硫磺制酸 %36.4437.4140.6542.8044.37煙氣制酸 %22.7122.3122.1521.2423.11

15、其他制酸%1.341.631.3350.82 硫磺中雜質對制酸工藝的影響硫磺中的雜質主要有灰分、水分、酸度和硫化氫等,它們對制酸工藝的影響分述如下:1. 灰分硫磺,特別是回收硫,在產出時灰分含量是比較少的。但它們以固態經過堆存、裝卸和運輸,以及用戶的庫存,將受到各種固體雜質的污染,使其灰分含量增加。硫磺中灰分能污染加熱表面而降低它的傳熱系數,部分灰分在熔硫槽、澄清槽中沉降,過多的灰分將縮短熔硫槽和澄清槽的清理周期。原料硫磺(固態)灰分含量一般不宜超過0.05%。2. 水分硫磺中的水分在熔硫和液硫澄清過程中基本上全部被蒸發掉。硫磺中水分多或少,僅影響熔硫時的蒸汽消耗量。與完全沒有水分時比較,每含

16、1%水分,熔硫蒸汽的理論消耗量(指完全沒有熱損失時)增加16.6%。液態硫磺含水分0.01%0.03%是正常的.固態硫磺當含水分在1%以上,熔硫時則劇烈起跑,影響正常操作。水分含量增高,則酸度增加,貽患無窮。3. 酸度硫磺中酸度(以H2SO4計)呈游離態。這些酸是在潮濕的環境和在細菌的作用下,硫被空氣緩慢氧化而形成的。在熔硫時,它積聚在液硫表面而被分離出來,不會影響焚硫和轉化工序操作。但酸度過高則嚴重腐蝕熔硫設備。4. 硫化氫烴類與液態硫會通過下列緩慢的反應而產生少量的硫化氫:8C5H12 +13S 5C8H14 +13H2S美國Texasgulf公司曾對硫磺貯槽中發生H2S爆炸事故進行過研究

17、,對硫磺貯槽上部空間的氣體進行分析,氣體中除經常含有濃度不等的H2S外,還存在濃度恒定為0.01%(mol計)的C8H14. H2S。有的可以達到或超過燃爆濃度(常溫下為>4.3%,但液硫貯槽溫度132下為>3.4%)。但回收硫中,烴類含量少,不會達到爆炸限,而C8H14濃度始終恒定,可以認為它已經與硫磺中烴類達到平衡。在138以下,烴類與硫的反應速度很慢,生成的H2S能溶解于液態硫中。H2S在液硫中的溶解度隨溫度上升而增加,這種反常現象是由于反應生成多硫化氫(H2S4)之故。溫度降低也有分解出H2S的傾向。1.3硫酸的性質純硫酸（H2SO4）是一種無色透明的油狀液體，相對密度為1

18、.8269，幾乎比水重一倍。工業生產的硫酸是指SO3和H2O以一定的比例混合的溶液，而發煙硫酸是其中SO3和H2O摩爾比大于1的溶液。由于發煙硫酸的SO3蒸氣壓較大，暴露在空氣中能釋放出SO3，和空氣中的水蒸氣迅速結合并凝結成酸霧而得名。硫酸的濃度通常用其中所含硫酸的重量百分數來表示。如98%硫酸，就是指其中含有98%重量的硫酸和2%重量的水。習慣上把濃度75%的硫酸叫做濃硫酸，而把75%以下的硫酸叫做稀硫酸。各種硫酸的組成如表1-1所示：表1-1 工業硫酸的組成名稱H2SO4重量%SO3/ H2O組成，%名稱H2SO4重量%SO3/ H2O組成，%SO3H2OSO3HO293%硫酸98%硫酸

19、無水硫酸93.0098.00100.000.7130.9031.0075.9280.0081.6324.0820.0018.3720%發煙硫酸65%發煙硫酸104.50114.621.303.2985.3093.5714.706.43相對密度相對密度即單位體積硫酸的重量與同體積4水的重量之比。相對密度與密度在概念上是不同的，密度即單位體積硫酸的質量，g/cm³。但對于同一條件下的同一硫酸的相對密度與密度在數值上是同一的。硫酸相對密度是溫度與酸濃度的函數。當固定溫度，硫酸的相對密度隨濃度升高而升高。當固定硫酸濃度，相對密度則隨溫度升高而下降。此屬于一般的變化規律。此外當酸濃度在0100

20、%范圍內，在任何溫度下，以98.3%濃度下的相對密度為最大。當硫酸濃度屬于發煙酸范圍時，以含游離SO3在50%65%濃度下的相對密度為最高。SO3%游離量低于此區域，相對密度隨游離SO3%增加而升高。游離SO3%高于此區域，相對密度隨游離SO3量增加而下降。硫酸的結晶溫度液體硫酸轉變為固體硫酸時的溫度稱為結晶溫度。結晶溫度隨硫酸濃度不同而變化，其變化關系是不規則的。市場上幾種常見硫酸品種的結晶溫度如表12所示：表1-2 常用硫酸和發煙硫酸的結晶溫度硫酸濃度%（重量）結晶溫度硫酸濃度%（重量）結晶溫度10.04.7100+10.37176.022.2游離SO3101.593.027.0游離SO3

21、20+2.598.5+1.8游離SO3650.35掌握了硫酸結晶溫度具有下述意義：a.了硫酸貯存輸送提供了防止發生凍酸的溫度控制依據。b.為了確定產品濃度范圍提供了依據。c.對處于不正常情況下發生的酸凍結原因分析提供了理論依據。硫酸的熱容、熱焓熱容指在不發生相變又不發生化學反應和無其它功能的條件下，單位硫酸溫度升高或降低1時，所引起的熱量變化。以摩爾為單位，即摩爾熱容KJ/（mol·K），以質量千克為單位即為比熱KJ/（mol·K）。從實驗上得知，將同一種濃度的硫酸從0升高到1與從99升到100所需要的熱量是不同的。可見不同的溫度下有不同的熱容，為了使用上的方便，在工程計算

22、中采用平均熱容。熱焓是指某一單位重量（kg）的硫酸在某一溫度下含有的熱量。熱焓是狀態函數，它的變化由始態和終態決定，與中間過程無關。硫酸的沸點蒸氣壓和蒸氣組成H2OSO3為二元系統，其溶液具有恒沸狀態的性質，這種性質在硫酸水溶液的濃縮、SO3吸收以及濃硫酸用作干燥劑等方面有著極其重要的意義。溶液的沸點隨H2SO4含量的增加而升高。當濃度達到98.3%時達最大值（336.8），此后則下降，至100%H2SO4時為296.2。發煙硫酸的沸點，則隨SO3（游離）百分含量的增大而下降，直降至44.7。常壓下加熱濃縮稀硫酸，當酸濃達到98.3%時，液面上的氣相組成與液相組成達到相同，即使繼續加熱蒸發，液

23、相組分不變，這時沸點（338.8）稱恒沸點。這說明在常壓下只能將稀硫酸濃縮到98.3%，成為理論上的濃縮濃度。但在生產操作中為了經濟性和減少硫酸損失，通常只是將稀硫酸濃縮至92%95%。位于恒沸點右邊的區域，其特點是沸騰時，液體中的硫酸含量不是增加而是降低，一直降到98.3%時為止。此時沸點不是升高而是降低。這種現象是由于硫酸分解產生的SO3比H2O汽更易自液相中逸出。根據相平衡原理，硫酸液面上應有相應的氣體成分。上述的加熱濃縮稀硫酸及加熱蒸發游離SO3，相應的氣相成分以H2O和SO2為主。而在常壓低溫范圍內，硫酸液面上氣相組分，則以H2SO4為主，其量用總蒸氣壓表示。各種溫度下不同濃度硫酸的

24、總蒸氣壓，可有下式計算：logpAB/T式中p蒸氣壓，PaT絕對溫度，KA、B與酸濃度有關的常數當溫度一定時，硫酸液面上的總蒸氣壓隨硫酸濃度升高而降低，且在98.3%時總蒸氣壓最低。當酸濃超過98.3%時，總蒸氣壓隨濃度的升高（游離SO3%增加）而增大。如表1-3所示：表13 各種濃度硫酸的A、B常數值H2SO4%204060809098.3100A8.9228.8448.8419.2939.2559.7809.805B2268229924583040339042113914硫酸的粘度硫酸粘度是表示流體硫酸內部阻礙其相對流動的一種特性。粘度的大小不僅對輸送管路的阻力和泵的動力消耗有很大影響，而

25、且對傳熱、硫酸溶解度和金屬溶解速度等也有較明顯的影響。硫酸的粘度隨酸濃度增高而增大，隨酸溫增高而減少。由于粘度比較大，故硫酸外觀是無色透明似油狀的液體。在一定溫度條件下加入填加劑（凝固作用）可制的固體硫酸（膠體狀）。1.4 硫酸生產中的三廢治理 廢氣中有害物質從吸收塔排出的尾氣中,仍還有少量的二氧化硫,一般含量在0.5%左右(體積分數),尾氣中含有微量的三氧化硫和硫酸沫。尾氣中二氧化硫的含量與二氧化硫的轉化率直接有關,但實際生產中,使總轉化率達到99%以上,尾氣中二氧化硫含量達到排放標準是有一定困難的,一般對尾氣進行回收,尾氣回收的方法目前主要是氨-酸法和堿法。廢水處理硫酸生產中排出大量污水和

26、污酸,其量與爐氣凈化流程有關,酸洗法流程排出含酸污水較少,而水洗法流程污水排放量則很大,每生產1t硫酸要排出10-15t污水,污水中除含有硫酸外,還含有砷2-20mg/L,含氟10-100mg/L,以及鐵,硒,礦塵等。目前,對于硫酸工業的污水處理,普遍采用電石渣中和法或石灰中和法。廢渣處理硫磺含硫量為25%-35%時,每生產1t硫酸副產燒渣，燒渣中含較少的鐵和一定數量的銅、鉛、鋅、鈷等有色金屬。廢渣在水泥生產中也可以作為鐵助溶劑、煉鐵原料和氯化劑(如CaCl2)進行氯化熔燒處理回收澆渣中大部分有色金屬和貴金屬，回收后燒渣還可煉鐵；燒渣還可用于制造鐵紅，液體三氧化鐵，以及Fe(OH)3,作凈水劑

27、等。2 物料衡算2.1設計依據年產30萬噸硫酸干燥焚燒工段工藝初步設計及干燥塔設計任務書2.2設計條件2.2.1年產量 設計規模:30萬噸/年 產品：98%的濃硫酸 產品規格：產品質量標準執行中華人民共和國工業硫酸標準（GB / T 534-2002）一等品規格，硫酸質量符合下表要求。表1.1 硫酸質量指標表【1】指標名稱硫酸%1硫酸（H2so4）98.002灰分%0.033鐵（Fe）含量0.014砷(As)含量%0.005年工作日: 300天 小時產量： 其中含H2SO4 kmol/h2.2.2氣象條件及空氣組成氣象條件：取株洲地區年平均氣溫作為設計溫度:17.0； 空氣平均相對濕度:79.

28、0%； 年平均大氣壓:101.325kPa。2.2.3 反應方程式 S+O2 =SO2S+O2 =SO3SO3 +H2 O=H2 SO42.2.4 硫磺轉化率與吸收率設計采用塔前流程，兩轉兩吸“3+1”流程轉化進口SO2濃度 9.99% 轉化進口SO3濃度 0.40%其中：x1、x2分別表示第一、二轉的轉化率；x總轉化率 取X1=93.5% ， X2=96.9% ， 吸收率: 99.98%總轉化率： x=x1+(1-x1)x2=99.8% 2.2.5原料硫磺組成原料硫磺： 含 S 99.50% 含 H20 0.45%含 灰分 0.05%得到利用的S量= =13333.34kg/h原料含精S量=

29、 =13362.74kg/h精S量=417.59 kmol/h原料硫磺=13429.89kg/h原料含水量=0.45%=60.43kg/h原料含灰分量=0.05%=6.72kg/hS 02氧氣消耗量n= 417.59=626.39kmol/h V=nVm =626.3922.4=14031.14Nm3/h干空氣消耗量=V/21%=66814.95Nm3/h為確保S被完全燃燒，轉化進口SO2濃度 9.99%，實際干空氣消耗量取理論干空氣消耗量的1.35倍 實際干空氣消耗量V=1.3566814.95=90200.22Nm3/h m=V=1.2990200.22=116358.28kg/h實際干空

30、氣中N2量V=90200.220.79=71285.17Nm3/h實際干空氣中O2量V=90200.220.21=18942.05Nm3/h2.3熔硫槽的物料衡算2.3.1流程示意圖2.3.2已知條件熔硫溫度130150，取140原料硫磺帶入水量=60.43kg/h2.3.3給定條件熔硫過程中原料硫磺帶入的水分蒸發掉99.95%熔融后的液硫中帶出水量=6.69kg/h2.3.4物料衡算表熔硫槽的物料衡算-質量流量kg/h組分SH2 O灰分總量進料13362.7460.436.7213429.89出料13362.746.696.7213376.152.4過濾機的物料衡算2.4.1流程示意圖2.4

31、.2已知條件液硫經過過濾機，灰分全部被過濾掉2.4.3物料衡算過濾機的物料衡算-質量流量kg/h組分SH2 O灰分總量進料13362.746.696.7213376.15出料13362.746.690.0013369.432.5干燥塔的物料衡算2.5.1流程示意圖2.5.2已知條件年平均氣溫:17.0; 年平均相對濕度:79.0%； 年平均大氣壓:101.325kpa；17.0水飽和蒸汽壓Ps=1.93714KPa2。2.5.3計算空氣中濕含量0.6220.009538(kg/kg)4空氣帶入水量絕干空氣量0.009538116358.28=1109.83kg/h 4由于98%H2 SO4吸水

32、性很強，故取它吸收空氣中99.95%的水分。干燥塔吸水量1109.8399.95%1109.28kg/h干空氣中帶出水量=1109.82(1-99.95%)=0.55kg/h設98%H2 SO4每小時進入干燥塔的量為X，則：98H2 SO4 97.51H2 SO4（1-98%）X1109.28(1-97.51%) X解得：X228177.52kg/h出干燥塔的97.51% H2 SO4量=228177.52+1109.83-0.55=229286.80kg/h2.5.4物料衡算表干燥塔的物料衡算進料組分N2O2H2 O98%H2 SO4質量流量kg/h1109.83228177.52摩爾流量k

33、mol/h3181.17845.63體積流量Nm3/h71285.1718942.05出料組分N2O2H2 O97.51%H2 SO4質量流量kg/h0.55229286.80摩爾流量kmol/h3181.17845.63體積流量Nm3/h71285.1718942.052.6焚硫爐的物料衡算2.6.1流程示意圖2.6.2反應方程S+O2 =SO2SO2+O2 =SO32.6.3已知條件A進口：液流中含S量：13362.74kg/h液硫帶入水量:6.69kg/h 干空氣帶入水量：0.55kg/h干空氣中含O2:18924.05Nm3/h 干空氣中含N2 ：71285.17Nm3/h進料中總水量

34、m=6.69+0.55=7.27kg/h n=m/M=0.40kmol/hB出口：轉化進口SO2 =9.99%，轉化進口SO3 =0.40%2.6.4計算SO2 量：V= Nm3/hSO3量：V= Nm3/hO2剩余量：V=-=9388.41 Nm3/h2.6.5物料衡算表焚硫爐物料衡算進料組分摩爾流量kmol/h體積流量Nm3/h質量流量kg/h硫酸產量kg/h硫磺用量kg/hN23181.1771285.17108159.7841666.6713362.73O2845.6318924.0527060.16理論氧氣量理論氮氣量S417.5913362.7414017.8152803.83H2

35、O0.407.27實際氧氣與理論氧氣比148589.951.35出料組分摩爾流量kmol/h體積流量Nm3/h體積百分含量質量流量kg/hN23181.1771285.170.7915108159.78O2419.209389.980.104313414.4H2O0.4031.360.00037.27SO2401.538993.90.099925697.92SO316.08360.120.00401286.490060.521.0000148565.773熱量衡算3.1熔硫槽的熱料衡算3.1.1 流程示意圖3.1.2 計算依據液硫中精S量: 13362.74kg/h液硫中水量: 60.43kg

36、/h液硫溫度: 130-150 平均140大氣溫度: 17.0正交晶硫變為單斜晶硫溫度：95.4轉變熱： 2.992kcal/kg硫融化熱： 9.2kcal/kg13.1.3熔融不含水的固體硫磺所消耗的熱量Q：式中，Q1正交晶硫從17.0加熱到95.4時的顯熱；Q2正交晶硫在95.4時轉變為單斜晶硫的轉變熱；Q3單斜晶硫95.4加熱到118.9；Q4單斜晶硫在118.9時的溶解熱；Q5液硫從118.9加熱到140時的顯熱。1）正交晶硫加熱到95.4所需的顯熱Q1：Cp = 2.9863+0.01058T+0.8160×10-5×T2×=0.9714kJ/（kg.k

37、）Q1 = 13362.74×0.9714×(95.4-17.0)=1017676.35kJ/h2）正交晶硫變為單斜晶硫的轉變熱Q2：Q2 = 13362.74×2.992×4.1868=167393.78kJ/h3）單斜晶硫從95.4加熱到118.9所需的熱量Q3:(kg.K)Q3=13362.74×0.7845×(118.9-95.4)=246352.13kJ/h4）單斜晶硫熔解熱Q4：Q4=13362.74×9.2×4.1868=514713.50 kJ/h5）液硫從118.9加熱到140時的顯熱Q5:取液硫

38、熱容為1.0174(kg.K)【1】(kg.K)Q5=13362.74×1.0174×(140-118.9)=286859.81kJ/h6）熔融不含水的固體硫磺所消耗的熱量QQ=Q1+ Q2+ Q3+ Q4+ Q5=2232995.54kJ/h3.1.4硫磺中水分所消耗熱量1）水從17.0加熱到100的顯熱:Q1=60.43×4.1868×(100-17.0)×4.1868=20999.69kJ/h2）水在100下蒸發潛熱為2256.7kJ/kg3水蒸發的潛熱:Q2=60.43×2256.7=136372.38kJ/h3）硫磺中水分所

39、消耗熱量:=Q1+Q2=20999.69+136372.38=157372.07kJ/h3.1.5熱損失及硫磺熔融所需總熱量Q取熔硫槽散熱損失為5%，則硫磺熔融所需總熱量QQ總= =2516176.43kJ/hQ損=2516176.43×5%=125808.82 kJ/h3.1.6液硫帶出熱量Q=2516176.43×（1-5%）=2390367.61 kJ/h3.1.7熱量衡算表熔硫槽熱量衡算（kJ/h）精SH20熱損失（5%）總量2232995.54157372.07125808.822516176.432390367.61液硫帶出總量3.2空氣鼓風機T2=T1, 取k

40、=1.4已知：空氣進口溫度T1=17.0解得：T2=21.83.3干燥塔的熱量衡算3.3.1流程示意圖3.3.2干燥塔的物料衡算表干燥塔的物料衡算進料組分N2O2H2 O98%H2 SO4質量流量kg/h1109.83228177.52摩爾流量kmol/h3181.17845.6361.66體積流量Nm3/h71285.1718942.05出料組分N2O2H2 O97.51%H2SO4質量流量kg/h0.55229286.80摩爾流量kmol/h3181.17845.630.03體積流量Nm3/h71285.1718942.053.3.3計算1）空氣帶入熱空氣進口溫度：21.80；O2 C P

41、=6.919+0.000109T+9.310-82=6.9214 kcal/(kmol·)3N2 2=6.9782 kcal/(kmol·)3H2O CP 10-72=6.8928kcal/(kmol·)3Q氧=845.6321.86.92144.1868=534211.26kJ/hQ氮=3181.1721.86.97824.1868=2026137.90kJ/hQ水=61.6621.86.89284.1868=38791.62kJ/h空氣帶入熱Q空入= Q氧+ Q氮+ Q水=2599140.78 kJ/h2）酸帶入熱量進口溫度40，98%硫酸熱含量:65.18k

42、J/kg1Q酸入=228177.5265.18=14872610.75 kJ/h3）酸稀釋熱 湯姆生式計算 H=1其中：H為硫酸的稀釋熱，n為每克硫酸所加入的克分子水數n1=0.1111n2=0.4098H1-H2=3314.63kcal/kmol酸稀釋熱Q稀釋=3078849.43kJ/h4 熱損失：因干燥塔中溫度與外界溫度相差不大，故忽略不計。5 空氣帶出熱空氣出口溫度為30O2 C P=6.919+0.000109T+9.310-82=6.9224kcal/(kmol·)2N2 2=6.9877kcal/(kmol·)2H2O CP 10-72=6.9013kcal/

43、(kmol·)2Q氧=845.63306.92244.1868=743084.66kJ/hQ氮=3181.17306.8774.1868=2792059.05kJ/hQ水=0.03306.90134.1868=26.00kJ/h空氣帶出熱Q空出= Q氧+ Q氮+ Q水=3535169.71 kJ/h6酸帶出熱 Q酸出=Q空入+ Q酸入+Q稀釋-Q空出=2599140.78+14872610.75=17015431.25kJ/h3.3.4 干燥塔熱量衡算表干燥塔熱量衡算（kJ/h）組分進口出口N22026137.902792059.05O2534211.26743084.66H2O38

44、791.6226.00硫酸14872610.7517015431.2598%硫酸變成97.51%硫酸的稀釋熱 3078849.43總量20550600.9620550600.963.4焚硫爐的熱量衡算3.4.1流程示意圖3.4.2反應方程式113.4.3焚硫爐的物料衡算表焚硫爐物料衡算進料組分摩爾流量kmol/h體積流量Nm3/h質量流量kg/h硫酸產量kg/h硫磺用量kg/hN23181.1771285.17108159.7841666.6713362.73O2845.6318924.0527060.16理論氧氣量理論氮氣量S417.5913362.7414017.8152803.83H2O

45、0.407.27實際氧氣與理論氧氣比148589.951.35出料組分摩爾流量kmol/h體積流量Nm3/h體積百分含量質量流量kg/hN23181.1771285.170.7915108159.78O2419.209389.980.104313414.4H2O0.4031.360.00037.27SO2401.538993.90.099925697.92SO316.08360.120.00401286.490060.521.0000148565.773.4.4計算1）進口物料帶入熱量液硫帶入熱量Q1=2390367.61kJ/h干空氣帶入熱量Q2=3535169.71kJ/h物料帶入總熱量Q

46、入=Q1+Q2=5925537.32kJ/h2 ）反應燃燒熱查資料2得：25時，SO2燃燒熱：296.83kJ/mol; SO3燃燒熱：296.83kJ/mol經過推算得：930時，SO2燃燒熱：286.54kJ/mol; SO3燃燒熱：385.54kJ/mol反應燃燒熱Q反=401.53286.54+16.08385.54）=1121253889kJ/h3）混合氣體帶出熱量氣體進口溫度T1=18.66+273.15=291.81K氣體出口溫度T2=930+273.15=1203.15KQ氮= 3181.17(27.32(T2-T1)+0.003113()-0.0000003167()= 90

47、676196.61kJ/h2Q氧=419.228.17(T2-T1)+0.0031485()-0.0000002498()= 12340874.77kJ/h2Q二氧化硫=401.53(25.76(T2-T1)+0.028955()-0.000012697()+0.0000000021515()= 18267569.75 kJ/h2Q三氧化硫=16.0850.67( T2-T1)= 739977.3835kJ/h2Q水= 0.04(29.16(T2-T1)+0.007245()-0.000000674()= 1407.356007kJ/h2氣體帶出總熱量Q出= Q氮+Q氧+Q二氧化硫+Q三氧化硫

48、+Q水= 122026025.9 kJ/h4）熱損失Q損=Q入+Q反-Q出=5153400.849kJ/h熱損失率w=4.25%3.4.5焚硫爐熱量衡算表焚硫爐熱量衡算（kJ/h）進口液硫2390367.61干空氣3535169.71總量5925537.32燃燒熱1121253889.00出口N290676196.61O212340874.77SO218267569.75SO3739977.38H2O1407.36總量122026025.9熱損失(4.25%)5153400.8493.5 余熱鍋爐的熱量衡算3.5.1流程示意圖3.5.2 已知條件進口混合氣體溫度T1=930+273.15=12

49、03.15K出口混合氣體溫度T2=430+273.15=703.15K混合氣體中各組分含量如下圖：組分N2O2SO2SO3H2O摩爾流量（kmol/h）3181.17419.20401.5316.080.403.5.3計算1）混合氣體放出熱量Q放Q氮= 3181.17(27.32(T2-T1)+0.003113()-0.0000003167()=-51489395.07kJ/h2Q氧= 419.2(28.17(T2-T1)+0.0031485()-0.0000002498()=-14153963.39kJ/h2Q二氧化硫=401.53(25.76(T2-T1)+0.028955()-0.000

50、012697()+0.0000000021515()=-10746941.97 kJ/h2Q三氧化硫=16.0850.67( T2-T1)=-411071.7758kJ/h2Q水= 0.04(29.16(T2-T1)+0.007245()-0.000000674()=-821.8408353kJ/h2混合氣體放出總熱量Q放= -（Q氮+Q氧+Q二氧化硫+Q三氧化硫+Q水）=76802194.04kJ/h2）熱損失考慮鍋爐熱損失5%Q損=5%Q放=3840109.70 kJ/h3）水蒸氣吸收熱Q吸=（1-5%）Q放=72962084.34 kJ/h4）確定水蒸氣消耗量M水蒸氣t1=150 飽和水

51、蒸汽t2=240，r=1766.39kJ/kg2水蒸氣T= =195 時，Cp=1.8924kJ/(kg.K) Q吸=m(Cp(t2-t1)+ r )m= =37673.29kg/h考慮到只有95%的水蒸氣能得到利用，則水蒸氣消耗量M=39656.09kg/h4干燥塔設備設計高效干吸塔系統是將塔填料支撐結構形式、高效塔填料、高效分酸器、高效除霧器元件與塔的尺寸、操作氣速和噴淋酸密度統一考慮，互相配合，從而形成高強度塔，達到符合工藝要求的干燥吸收效率。干吸塔的主要結構基本上是相似的，塔體為立式圓筒形結構，碳鋼內襯耐酸磚。一般采用高鋁制耐酸瓷填料支撐結構，有的采用大跨度、高開孔率的耐酸高鋁瓷條梁，

52、也有的采用高開孔率的瓷球拱。干燥塔一般采用國產抽屜式金屬絲網除霧器或進口網墊式除霧器。第一吸收塔酸溫度高、霧量大、霧粒細，為保護后面的換熱設備，采用高效纖維除霧器第二吸收塔為保證尾氣排放的要求也采用高效纖維除霧器。從生產使用的效果看，其儲物效率均令人滿意。酸分布器的分酸效果直接影響到空氣干燥和SO3.國內研究開發的帶陽極保護槽管式酸分布器每平方米超過40個分酸點，目前大部分大型硫酸裝置干吸塔采用這種形式的分酸器。該分酸器的降酸管填埋與階梯環墳料之中，酸液由酸泵打入主管，再分配至各分酸槽，由槽體上各降液管流出。槽體的結構設計要保證每個槽的分酸量基本相同，并且不會產生磁流等現象。分酸器制造完成后，

53、在制造廠內要進行水噴淋試驗。采用帶陽極保護的槽管式酸分布器，雖然一次性投資較大，但酸分布點多，分酸效果好，使用壽命長，且節省了維護和維修的費用。塔底設計一般分為碟型底和平底兩種方案。本次模擬工程設計結合以上兩種塔底結構的優點，并根據大型化干吸塔的特點，將干吸塔設計成具有塔底出酸優點的平底結構，即將塔底設計成外部平底內部錐形的結構，出酸口在錐形底的中央最低點。這種結構同蝶形底結構一樣不需要大的混凝土平臺，設計若干根支腿支撐整座塔重量，生產或停車時都可使塔底積酸全部排盡。為防止降塔內填料碎片帶至循環槽打壞酸泵葉輪，在出酸口一般都設置防渦流裝置。4.1 填料的選擇硫酸工業用的填料,除了要考慮適用于在較高的溫度下具有耐腐蝕的性能外,還應具備一般的填料如下的通性：1通性大，壓降小，在一定的淋灑密度下，泛點氣速高。2效率高，傳質性能好，傳質系