年产40万吨铜冶炼烟气制酸系统转化工艺恒算毕业设计论文

1、北京科技大学远程与成人教育学院北京科技大学远程与成人教育学院 毕业设计（论文）毕业设计（论文） 题 目： 年产 40 万吨铜冶炼烟气制酸系统转化工艺恒算 学习中心： 远程教育 专 业： 冶金工程 年 级： 姓 名： 自振华 学 号： 1220080010 指导教师： 张 辉 2015 年 3 月 25 日 目目 录录 摘要：摘要：.1 abstract:abstract:.1 1 第一章第一章文献综述文献综述.2 2 第二章第二章 工艺说明书工艺说明书.4 4 2.1 概述.4 2.1.1 产品规模和规格.4 2.1.2 工艺方案叙述.4 2.2 装置设计说明.4 2.1.1 工艺原理.4 2

2、.2.2 工艺流程说明.5 2.2.3 主要设备选型说明.5 2.2.4 化工原材料规格及用量.5 第三章第三章 转化工序物料衡算与热量衡算转化工序物料衡算与热量衡算.6 3.1 转化工序流程示意图及简要说明.6 3.2 确定各段进口温度及转化率.6 3.2.1 温度与平衡转化率的关系.6 3.2.2 最适宜温度与转化率的关系.7 3.2.3 确定操作线.7 3.2.4 各段进口温度及转化率.8 3.3 转化工序物料衡算.9 3.3.1 进转化器一段气体量及成分.10 3.3.2 出一段气体量及成分.10 3.3.3 出二段气体量及成分.10 3.3.4 出三段气体量及成分.10 3.3.5

3、出四段气体量及成分.10 3.4 转化器各段的热量衡算.12 3.4.1 转化一段反应热量和出口温度.12 3.4.2 转化二段反应热量和出口温度.14 3.4.3 转化三段反应热量和出口温度.16 3.4.4 转化四段反应热量和出口温度.17 第四章第四章 安全备忘录安全备忘录.21 4.1 概述.21 4.2 二氧化硫和硫酸的危害.21 4.3 二氧化硫和硫酸运输、使用等应注意的事项以及如何防护.22 第五章第五章 环境保护与治理建议环境保护与治理建议.23 5.1 三废主要来源.23 5.1.1 废气.23 5.1.2 废水.23 5.1.3 矿渣.23 5.2 三废处理方案.23 5.

4、2.1 废气.23 5.2.2 废水.23 5.2.3 废渣.24 设计小结设计小结 .25 参考文献参考文献 .26 致致 谢谢 .27 摘要： 本设计是进行 400kt/铜冶炼烟气制酸转化系统工艺设计，首先，通过制定两转两吸 接触法作为主工艺路线，画出工艺流程图，再绘制 x-t 平衡曲线和最适温度曲线，根据 转化入口原料气的组成，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，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】： 铜冶炼烟气，两转两吸接触法，so2 触媒，物料横算，热量衡算 abs

5、tract: the conversion system of 400kt/a copper smelt off gas sulfuric acid-making process is designed on this paper. firstly, the double conversion and double absorption of contacting technics is selected as the main process, and then the flow chart and equilibrium temperature curve and optimum temp

6、erature curve are draw corroding the above mentions. according to the composition of conversion section inlet gas, the equilibrium temperature curve and optimum temperature curve, the lowest reacting temperature of catalyst, to draw the operation line of conversion for four catalyst bed performance,

7、 and the calculation of mass balance and heat balance will be done after drawing the operating line of four periods. at last, complete the process manual and safety procedure, to finish all design. 【key word】 copper smelt off gas, double conversion and absorption, so2catalyst, mass balance, heat bal

8、ance 第一章文献综述 硫酸是一种重要的基本化工原料，广泛应用于各个工业部门。硫酸的产量常被用作 衡量一个国家工业发展水平的标志。硫酸主要用于生产化学肥料、合成纤维、涂料、洗 涤剂、致冷剂、饲料添加剂和石油的精炼、有色金属的冶炼，以及钢铁、医药和化学工 业。 我国的硫酸工业起始于 19 世纪 70 年代，在旧中国产量很少。新中国建立后，硫酸 工业获得了高速发展。传统的工艺流程是硫铁矿制酸法。这种工艺落后，不但厂区内粉 尘飞扬，矿渣如山，而且排放出大量废水、废气，严重污染周围环境，每年仅向农户支 付的赔偿金和上缴的排污费占据了不少生产成本。为了减少污染，降低生产成本改用硫 磺制硫酸。发达国家早

9、就开始普遍推广了，由于近期进口硫磺比国内便宜，利润空间很 大，大多数国内硫酸生产厂家转向用硫磺法生产硫酸1。 早在 8 世纪就有硝石与绿矾在一起蒸馏得到硫酸的方法。paracelsus 记述了用绿矾 （feso47h2o）为原料，放在蒸馏釜中锻烧而制得硫酸的方法。在锻烧过程中，绿矾发 生分解，放出二氧化硫和三氧化硫，其中三氧化硫与水蒸气同时冷凝，便可得到硫酸。 在 18 世纪 40 年代以前，这种方法为不少地方所采用。古代称硫酸为“绿矾油”，就是 由于采用了这种制造方法的缘故。 二氧化硫氧化成三氧化硫是制硫酸的关键，但是，这一反应在通常情况下很难进行。 后来人们发现，借助于催化剂的作用，可以使

10、二氧化硫氧化成三氧化硫，然后用水吸收， 即制成硫酸。根据使用催化剂的不同，硫酸的工业制法可分为硝化法和接触法。 硝化法（包括铅室法和塔式法）是借助于氮的氧化物使二氧化硫氧化制成硫酸。其 中铅室法在 1746 年开始采用，反应是在气相中进行的。在铅室法的基础上发展起来的塔 式法，开始于本世纪初期。塔式法制出的硫酸浓度可达 76左右。目前，我国仍有少数 工厂用塔式法生产硫酸。 以硫铁矿为原料的接触法硫酸生产过程是目前广泛采用的方法，它创始于 1831 年， 在本世纪初才广泛用于工业生产。到 20 年代后，由于钒触媒的制造技术和催化效能不断 提高，已逐步取代价格昂贵和易中毒的铂触媒。世界上多数的硫酸

11、厂都采用接触法生产。 新中国成立后，即大力发展先进的接触法硫酸生产，逐步代替铅室法和塔式法。接触法 中二氧化硫在固体触媒表面跟氧反应，结合成三氧化硫，然后用 98.3的硫酸吸收为成 品酸。这种方法优于塔式法的是成品酸浓度高，质量纯（不含氮化物），但炉气的净化 和精制比较复杂。在外部换热式转化流程中，反应过程与换热过程是分开的。气体在床 层中进行绝热反应，温度升高到一定程度后，离开催化床进行降温，然后再进入下一段 床层进行绝热反应。酶进行这样一次绝热反应称为一段。为了达到较高的最终转化率， 必须采取多段催化转化。 一次转化、一次吸收流程：所谓一次转化、一次吸收是指 so2经过多段转化后只经过 一

12、个或串联两个吸收塔，吸收其中 so3后就排放。这种流程比较简单，但转化率相对较低， 一般不超过 97%。在 60 年代以前，我国硫酸厂大多数采用这种流程。 两次转化、两次吸收流程：60 年代以来，转化工艺流程最大的变化就是采用了两次 转化、两次吸收新流程，简称为两转两吸。这项新技术开始时，着眼于充分利用硫的资 源和减少 so2排放量，保护环境。这种方法的特点是：1.最终转化率高；2.能够处理较高 浓度的 so2气体；3.减少尾气中 so2排放量；4.所需换热面积较大；5.系统阻力比一转一 吸增加 4-5kpa。 第二章 工艺说明书 2.1 概述 2.1.1 产品规模和规格 2.1.1.1 年操

13、作日：年操作日：300 天/年 2.1.1.2 生产方式：生产方式：连续生产 2.1.1.3 生产能力：生产能力：转化处理烟气量 122315nm3/h，硫回收率 98.84%， 二氧化硫转化率 99.8%，废酸排放量 288m3/d，排放酸浓度 49.6g/l，其中 so2 含量 822mg/m3，酸雾含 量 3.1mg/m3；尾气污染物含量均低于大气污染物综合排放标准（gb16297-1996）的 相关规定，满足排放要求。 2.1.1.4 产品规格：产品规格：根据硫平衡计算，硫酸产量 40 万吨/年（100% h2so4），产品酸规格 98.5%，质量符合标准工业硫酸（gb/t534-20

14、02）中一级品的要求。 2.1.2 工艺方案叙述 国内生产硫酸的方法主要是用硝化法和接触法，考虑到硝化法所需设备庞大，用铅 很多，检修麻烦，腐蚀设备，反应缓慢，本设计采用的是接触法，该方法制得的成品酸 浓度高，纯度较高。理论上催化氧化操作过程的段数越多，最终转化率越高，而且过程 更接近于最佳温度曲线，催化剂的利用率越高。本设计的生产过程采用两转两吸的工艺 流程，即将二氧化硫经过三段转化后进入一吸塔吸收，吸收一次转化生成的 so3，而后， 剩余的 so2 返回转化工序，通过四段触媒，进行二次转化后，再返回二吸塔吸收生成的 so3，吸收达标的尾气排放。转化工艺采用四段 3+1 两次转化，一次转化以

15、后生成的 so3 被一吸塔吸收以后，吸收率 99.99%以上，将一次转化所生成的 so3 移除烟气的气象组分， 减少生成物，有利于提高二次转化的反应推动力和正反应速率，so2 转化率将达到 99.。 2.2 装置设计说明 2.2.1 为确保总转化率99.8%，转化触媒采用进口高效触媒，部分为低温触媒。 2.2.2 so2鼓风机采用进口产品。目前国内 so2风机的的制造水平，通常采用一用一备的 配置，这样，不但增加了占地，而且维护量较大、设备利用率低。 2.2.3 转化热交换器及 so3冷却器选用新型急扩加速流缩放管壳式换热器。该换热器采用 双面强化传热的缩放型传热管，对管内外两侧气体均有促进界

16、面湍流，强化对流 传热，使得总传热系数可达 36w/(m2k），节省了传热面积；该换热器采用空心 环管间支承结构，可降低流体阻力，且壳程环状进出口不易积垢，有利于降低能 耗。 2.1.1 工艺原理 二氧化硫转化通常是在不高于 0.5mpa 压力下进行，而且 so2、so3 浓度又较低，体 系可视为理想气体。 二氧化硫氧化反应是一个可逆放热反应： 223 1 2 p cat soosoq 3 32 1 2 so p soo p k pp 225 (238970.720.186 101.18 10 /) 4.1868 / p qtttj mol 2.2.2 工艺流程说明 转化工艺采用四段 3+1

17、两次转化，iii，iiv，ii 换热流程。 图 1 转化工序流程图 从 so2 鼓风机出来的烟气，依次通过 iii、i 换热器，与三段转化、一段转化后的高 温烟气进行换热后，气体升温至 430，进入一段转化，在此，烟气中的大部分 so2 被 转化成 so3，反应放出的热使烟气温度升高，为提高 so2 转化率，经换热器降温后进 入二段转化，在此，烟气中的部分 so2 被转化成 so3，从二段转化出来的高温烟气经 换器降温后进入三段转化，烟气中的 so2 进一步转化为 so3，从三段转化出来的高温烟 气依次经换热器、so3 冷却器降温冷却后，进入中间吸收塔。在吸收塔烟气中 so3 被 塔上部喷淋的

18、 98%酸充分吸收，吸收后约 83的气体，经过 iv 换热器、换热器，被四 段转化、二段转化后的高温烟气加热升温至 430，进入四段转化，烟气中的 so2 进一 步转化为 so3，出四段转化后的高温烟气经换热器冷却降温后进入最终吸收塔，出最 终吸收塔的烟气经尾气烟囱排放。在吸收塔，烟气中 so3 被塔顶喷淋的 98%酸充分吸收。 2.2.3 主要设备选型说明 2.2.3.1 考虑到转化器设计应让二氧化硫尽可能在最优化温度条件下反应，最大限度的利 用二氧化硫反应放出的热量，设备阻力既要小，又能使气体分布均匀。故考虑使用外部 换热型转化器。 2.2.3.2 换热器考虑到气体有一定腐蚀性，故选用列管

19、式换热器 2.2.3.3 风机选用离心通风机。 2.2.4 化工原材料规格及用量 2.2.4.1 进入转化器气体组成：系统处理烟气量为 122315nm3/h，so2占 10.562%，o2占 10.22%，n2占 75.745% 烟气成份 so2so3o2co2n2h2o 合计 %10.562 微量 10.219 3.46275.7450.012100 2.2.4.2 so2 催化剂选型：本设计采用的催化剂型号有：丹麦 topso 生成的 vk59,vk38 和 vk48，针对转化器各层进口温度和气体组分的特点，进行科学分配、填装。 触媒名称促进类型v2o5 含量起燃温度操作温度热稳定性筛分

20、损失填装位置需求量 vk38钾促进7% 360400630650 57%一、二、三层212 m3 vk48钾促进8% 360400550650 57%三层触媒83 m3 vk59铯促进5% 320370500650 57%一层触媒表面15 m3 触媒填装系数235 l/吨酸d触媒总填装量310 m3 第三章 转化工序物料衡算与热量衡算 3.1 转化工序流程示意图及简要说明转化工序流程示意图及简要说明 净化干燥后的气体 ,换热器壳程 转化器一层触媒 换热器管程 程 转化器二层触媒换热器管程 转化器三层触媒换热器管程so3 冷却器 ，换热器壳 程 转化器四层触媒，换热器管 程 图 2 转化工序流程

21、工艺说明 3.2 确定各段进口温度及转化率 3.2.1 温度与平衡转化率的关系 在 400700时， 公式(见化工工艺工程设计邹兰，阎 5140.6 lg4.8817 p k t 传智编) 公式（3.1） 式中： 平衡常数 温度/kkpt 平衡转化率 公式(见化工工艺工程设计邹兰，阎 t x 1000.5 0.5 t t kp ax kp p bax 传智编) 公式（3.2） 式中：=8%进转化器的炉气中的 so2的浓度（%）a =10%进转化器的炉气中的 o2的浓度（%）b =0.11mpa系统总压力p a kp 取反应温度 t 由公式（3.1）计算kp 由公式（3.2）计算 t x 依此计

22、算得平衡转化率与温度的关系列表： 表 1 平衡转化率与温度的关系 t 400420440460480500520540560580 xt99.3298.8898.2197.2295.8193.8891.3188.0384.0079.24 3.2.2 最适宜温度与转化率的关系 公式(见化工工艺工程设计邹兰，阎 4905 lg4.937 0.5 1 1000.5 t x bax x ax 适 传智编) 公式（3.3） 取不同值，计算。x 计算得最适宜温度与转化率的关系列表： 表 2 最适宜温度与转化率的关系 xt99.3298.8898.2197.2295.8193.8891.3188.0384.

23、0079.24 t适 363.54382.28401.01419.73438.44457.12475.79494.44513.07531.67 3.2.3 确定操作线 3.2.3.1 进气组成：进气组成： so2占 10.562%，o2占 10.22%，n2占 75.745% 所选取钒催化剂的起燃温度为 360，确定转化器一段进口温度 390，而气体经每层触媒 后温度升高，计算式是： 公式(见化工工艺工程设计邹兰，阎传智编) 公式 00 ttxx （3.4） 3.2.3.2 so2 绝热温升系数绝热温升系数的计算：的计算： 转化器二氧化硫浓度与与绝热温升系数的关系为： 2 0.766830.4

24、20.254aa 公式0.9999979r （3.5） 式中 a 为二氧化硫的初始气体百分比浓度，r 为复相光系数。 公式（见文献二氧化硫氧化反应绝热温升系数的计算，角仕荣，万鼎麟） 依据上述公式，一段触媒入口 so2 绝热温升系数为 所以，依据公式（3.5）计算可得：浓度为 10.562%的 so2对应的 值为 292.19，为考虑 冶炼烟气制酸 so2 浓度波动大，并保留一定设计余量的因素，实际绝热温升系数 需进 行适量增大，所以实际的 取值为： 292.19*1.114325.50*1.114 实际 3.2.3.33.2.3.3 操作线温度的确定：操作线温度的确定： 已知转化器一段表面为

25、 vk59 触媒，中下部为 vk38 触媒，起燃温度分别为 320和 360，使用的温度为 370500和 400630，考虑到冶炼烟气制酸 so2 浓度波动较 大的特点，使操作线尽量与最适温度曲线靠近，同时口温度在催化剂的使用温度范围内， 取转化器一段的进口温度为 390，虑到转化烟气的预热过程是依次经过第一、第二、第 三、第四换热器，对应于第四、第一、第二、第三段反应器的冷却，所以如果考虑每个 换热器的换热面积相当，则各段触媒出口气体冷却降温的温差应为第一段大于第二段， 第二段大于第三段，按照这个原则，分别取第一段至二段的降温的温差为 164，第二段至 三段的降温温差为 71，第三段至四段

26、的降温的温差为 45，并且每一段转化器的出口温度 和转化率对应的点都在平衡曲线和最佳温度曲线之间，由此估算得到转化器各段触媒的 操作曲线。 3.2.4 各段进口温度及转化率 表 3 两次转化分段转化率和温度 触媒段数一二三四 转化率67.588.59599.8 进口温度390445445420 进口浓度% 10.562 3.433 0.395 0.020 绝热温升系数325.50 325.50 325.50 325.50 出口温度/ 609.71 513.36 466.16 435.62 由公式 3.4 以及表 3 的数据可得： 转化器第一段操作线方程：390325.50.675tx 第二段操

27、作线方程：445325.50.885tx 第三段操作线方程；445325.50.950tx 第四段操作线方程；420325.50.998tx 图 2 四段反应过程的 x-t 关系图 3.3 转化工序物料衡算 本设计按照硫酸产量 40 万吨/年（100% h2so4），转化系统工艺设计转化系统处理 风量为 122315nm3/h， 二氧化硫转化率99.8%，可得到每小时 so2 气体 mol 为便于设计计算，取转化系统 1 小时的进风量 122315nm3 进行计算，已知 so2占 10.562%，o2占 10.220%，n2占 75.745%，co2为 3.461%，h2o 为 0.012，其

28、中 co2和 h2o 不参与转化反应，为便于计算，将两者组分份额归并至 n2 组分计算，所以假设 n2 占 79.218% 3.3.1 进转化器一段气体量及成分 以 122315 的进气总量为标准进行计算，已知 so2占 10.562%，o2占 10.220%，n2占 79.218%，可得烟气总摩尔量为 ，则 () 12231522.45460.49kmolg 总 对于组分有： 2o (2) 5460.49 0.10228558.50 o nkmol2()558.50 3217872omkg 2 3 ()122351 0.1022812514.06ovm 对于组分有： 2so (2) 5460

29、.49 0.10562576.74 so nkmol2()576.74 6439611.3somkg 2 3 ()122351 0.1056212922.71sovm 对于组分有： 2n (2) 5460.49 0.792184325.69 n nkmol2()4325.69 28121119.34nmkg 2 3 ()122351 0.7921896924.01nvm 项目 硫酸年产量 年生产天数so2 浓度成品酸浓转化率吸收率转化系统进风量 单位万吨/年天 % % %nm3/h 数值 40.000 300 10.56%98.50%99.80%99.99%122315 3.3.2 出一段气体

30、量及成分 已知烟气在一段触媒转化率为 67.5%，可得出一段气体组分和摩尔量为： 2576.74 (1 0.675)187.44sokmol3576.74 0.675389.30sokmol 2 1 558.50389.30363.85 2 okmol24325.69nkmol 3.3.3 出二段气体量及成分 已知烟气在二段触媒转化率为 88.5%，可得出二段气体组分和摩尔量为： 2576.74 (1 0.885)66.32sokmol3576.74 0.885510.41sokmol 2 1 558.50510.41303.30 2 okmol24325.69nkmol 3.3.4 出三段气

31、体量及成分 已知烟气在三段触媒转化率为 95.0%，可得出三段气体组分和摩尔量为： 2576.74 (1 0.95)28.84sokmol3576.74 0.95547.90sokmol 2 1 558.50547.90284.55 2 okmol24325.69nkmol 3.3.5 进四段气体量及成分 已知烟气在三段触媒转化率为 95.0%，出三段以后的烟气完成一次转化的过程，并进 入一吸塔生的 so3 以 99.99%的吸收率被吸收，而后返回转化工序，假设一次转化生成的 so3 在一吸塔内被 100%吸收，且 so2 和 o2 在一吸塔内的溶解量为 0，则可得出三段气 体组分和摩尔量为：

32、 2576.74 (1 0.95)28.84sokmol30sokmol 2 1 558.50547.90284.55 2 okmol24325.69nkmol 3.3.6 出四段气体量及成分 已知烟气在四段触媒转化率为 99.8%，可得出四段气体组分和摩尔量为： 2576.74 (1 0.998)1.15sokmol3576.74 (0.9980.95)20.19sokmol 2 1 558.58576.74 0.998270.79 2 okmol24325.69nkmol 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 ） ） ） （） so2 576.74

33、 36911.36 12918.98 10.562 o2 558.50 17872.00 12510.40 10.219 n2 4325.69 121119.32 96895.46 79.219 5460.93 175902.68 122324.83 100 出一段（进二段） so2 187.44 11996.16 4198.66 3.56 so3 389.30 37372.80 8720.32 7.39 o2 363.85 12457.60 8150.24 6.91 n2 4325.69 10187.80 96895.46 82.14 5266.28 72014.36 117964.67 1

34、00.00 出二段（进三段） so2 66.32 4244.48 1485.57 1.27 so3 510.41 48999.36 11433.18 9.80 o2 303.30 16333.12 6793.92 5.83 n2 4325.69 8492.40 96895.46 83.09 5205.72 78069.36 116608.13 100.00 出三段（进一吸塔） so2 28.84 1845.76 646.02 0.56 so3 547.90 52598.40 12272.96 10.56 o2 284.55 17532.80 6373.92 5.49 n2 4325.69 79

35、67.40 96895.46 83.40 5186.98 79944.36 116188.35 100.00 进四段（出一吸塔） so2 28.84 1845.76 646.02 0.56 so3 0.00 0.00 0.00 0.00 o2 284.55 18211.20 6373.92 5.49 n2 4325.69 276844.16 96895.46 83.40 4639.08 296901.12 103915.39 89.44 出四段 so2 1.15 73.60 25.76 0.02 so3 20.19 1938.24 452.26 0.44 o2 270.79 646.08 60

36、65.70 5.86 n2 4325.69 7582.12 96895.46 93.67 4617.82 10240.04 103439.17 100.00 3.4 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

37、21 (27.180.591 100.338 10) t t pn ttdt c tt 3.4.1 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 390， 所以可得各组分气体的平均摩尔热容： so2的平均摩尔热容： 273 390 26283 273 2 (25.745.8 1038.1 100.861 10) 45.09/() 390 pso tttdt ckjmol k o2的平均摩尔热容： 273 390 262 273 2 (25.74 1.30 103.86 10) 30.93/() 390 po ttdt ckjmo

38、l k n2的平均摩尔热容： 2 270 390 262 270 (27.180.591 100.338 10) 29.87/() 390 pn ttdt ckjmol k 故进一段气体每升高 1所需热量为： so2所需热量：576.74 45.09 26006.38kj o2所需热量：558.50 30.93 17274.20kj n2所需热量：4325.69 29.87 129197.83kj 所需总热量： 172478.42kj 带入热量=172478.42 390 67266583.67kj (2)已知出转化器第一段气体温度 609 所以可得各组分气体的平均摩尔热容： so2的平均摩尔

39、热容： 273 609 26283 273 2 (25.745.8 1038.1 100.861 10) 47.47/() 609 pso tttdt ckjmol k so3的平均摩尔热容： 273 609 26283 273 3 (15.09 15.2 10120.7 103.62 10) 67.79/() 609 pso tttdt ckjmol k o2的平均摩尔热容： 273 609 262 273 2 (25.74 1.30 103.86 10) 31.84/() 609 po ttdt ckjmol k n2的平均摩尔热容： 2 270 609 262 270 (27.180.5

40、91 100.338 10) 30.47/() 609 pn ttdt ckjmol k 故出一段气体每升高 1所需热量为： so2所需热量：47.47 187.44 8897.81kj so3所需热量：389.3 67.8 26392.92kj o2所需热量：363.85 31.84 11585.30kj n2所需热量：4325.69 30.47 131803.14kj 所需总热量：178679.17kj (3)反应热 摩尔反应热 101314.482.21 (273499.5)99607.26qkj 总反应热 389.3 99607.2638777104.37qkj 一段出口温度 0 38

41、777104.3767266583.67 593.5 178679.17 tc (4)一段出口气体带出热量 1 38777104.3767266583.67106043688.04qkj 3.4.2 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 445， 所以可得气体的平均摩尔热容： so2的平均摩尔热容： 273 445 26283 273 2 (25.745.8 1038.1 100.861 10) 45.75/() 445 pso tttdt ckjmol k so3的平均摩尔热容： 273 445 26283 273 3

42、(15.09 15.2 10120.7 103.62 10) 64.07/() 445 pso tttdt ckjmol k o2的平均摩尔热容： 273 445 262 273 2 (25.74 1.30 103.86 10) 31.17/() 445 po ttdt ckjmol k n2的平均摩尔热容： 2 270 445 262 270 (27.180.591 100.338 10) 30.02/() 445 pn ttdt ckjmol k 故进二段气体每升高 1所需热量为： so2所需热量：187.44 45.75 8576.24kj so3所需热量：389.30 64.07 24

43、943.16kj o2所需热量：363.85 31.17 11341.24kj n2所需热量：4325.69 30.02 129856.53kj 所需总热量：174717.17kj 带入热量=174717.17 445 77749141.26kj (2)已知出转化器第二段气体温度 516 所以可得各组分气体的平均摩尔热容： so2的平均摩尔热容： 273 516 26283 273 2 (25.745.8 1038.1 100.861 10) 46.54/() 516 pso tttdt ckjmol k so3的平均摩尔热容： 273 516 26283 273 3 (15.09 15.2

44、10120.7 103.62 10) 65.79/() 516 pso tttdt ckjmol k o2的平均摩尔热容： 273 516 262 273 2 (25.74 1.30 103.86 10) 31.47/() 516 po ttdt ckjmol k n2的平均摩尔热容： 2 270 516 262 270 (27.180.591 100.338 10) 30.22/() 516 pn ttdt ckjmol k 故出二段气体每升高 1所需热量为： so2所需热量：66.32 46.54 3086.75kj so3所需热量：510.41 65.79 33580.2kj o2所需热

45、量；303.3 31.47 9544.54kj n2所需热量：4325.69 30.22 130702.49kj 所需总热量：176913.98kj (3)反应热 摩尔反应热 101314.482.21 (273480.5)99649.25qkj 总反应热 (510.41 389.3) 99649.2512068520.06qkj 二段出口温度 0 77749141.26 12068520.06 507.69 176913.98 tc (4)二段出口气体带出热量 2 77749141.26 12068520.0689817661.32qkj 3.4.3 转化三段反应热量和出口温度 (1)进转化

46、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 445 所以可得各组分气体的平均摩尔热容： so2的平均摩尔热容： 273 445 26283 273 2 (25.745.8 1038.1 100.861 10) 45.75/() 445 pso tttdt ckjmol k so3的平均摩尔热容： 273 445 26283 273 3 (15.09 15.2 10120.7 103.62 10) 64.07/() 445 pso tttdt ckjmol k o2的平均摩尔热容： 273 445 262 273 2 (25.74 1.30 103.86 10) 31.

47、17/() 445 po ttdt ckjmol k n2的平均摩尔热容： 2 270 445 262 270 (27.180.591 100.338 10) 30.02/() 445 pn ttdt ckjmol k 故进三段气体每升高 1所需热量为： so2所需热量：66.32 45.75 3034.45kj so3所需热量：510.4 64.07 32702.90kj o2所需热量：303.3 31.17 9453.89kj n2所需热量：4325.69 30.02 129856.53kj 所需总热量：175047.76kj 带入热量=175047.76 445 77896254.43k

48、j (2)出转化器第三段气体温度 465 各组分气体的平均摩尔热容： so2的平均摩尔热容： 273 465 26283 273 2 (25.745.8 1038.1 100.861 10) 45.98/() 465 pso tttdt ckjmol k so3的平均摩尔热容： 273 465 26283 273 3 (15.09 15.2 10120.7 103.62 10) 64.57/() 465 pso tttdt ckjmol k o2的平均摩尔热容： 273 465 262 273 2 (25.74 1.30 103.86 10) 31.26/() 465 po ttdt ckjm

49、ol k n2的平均摩尔热容： 2 270 465 262 270 (27.180.591 100.338 10) 30.08/() 465 pn ttdt ckjmol k 故出三段气体每升高 1所需热量为： so2所需热量：28.84 45.98 1326.18kj so3所需热量：547.9 64.57 35379.98kj o2所需热量：284.55 31.26 8893.78kj n2所需热量：4325.69 31.26 130095.32kj 所需总热量：175695.27kj (3)反应热 摩尔反应热 101314.482.21 (273455)99705.6qkj 总反应热 (

50、547.90510.41) 99705.63737962.49qkj 三段出口温度 0 77896245.433737962.94 464.64 175695.27 tc (4)三段出口气体带出热量 3 77896245.433737962.9481634217.38qkj 3.4.4 转化四段反应热量和出口温度 (1)进转化器第四段气体带入热量（以每小时气量计算） 已知进四段触媒层气体温度为 420 所以可得各组分气体的平均摩尔热容： so2的平均摩尔热容： 273 420 26283 273 2 (25.745.8 1038.1 100.861 10) 45.46/() 420 pso t

51、ttdt ckjmol k so3的平均摩尔热容： 273 420 26283 273 3 (15.09 15.2 10120.7 103.62 10) 63.42/() 420 pso tttdt ckjmol k o2的平均摩尔热容： 273 420 262 273 2 (25.74 1.30 103.86 10) 31.06/() 420 po ttdt ckjmol k n2的平均摩尔热容： 2 273 420 262 273 (27.180.591 100.338 10) 29.95/() 420 pn ttdt ckjmol k 故进四段气体每升高 1所需热量为： so2所需热量：

52、28.84 45.46 1311.04kj so3所需热量：0kj o2所需热量：284.55 31.06 8838.62kj n2所需热量：4325.69 29.95 129557.49kj 所需总热量：139707.15kj 带入热量=139707.15 420 58677004.13kj (2)已知出转化器第四段气体温度 439 所以可得各组分气体的平均摩尔热容： so2的平均摩尔热容： 273 439 26283 273 2 (25.745.8 1038.1 100.861 10) 45.68/() 439 pso tttdt ckjmol k so3的平均摩尔热容： 273 439

53、26283 273 3 (15.09 15.2 10120.7 103.62 10) 63.92/() 439 pso tttdt ckjmol k o2的平均摩尔热容： 273 439 262 273 2 (25.74 1.30 103.86 10) 31.14/() 439 po ttdt ckjmol k n2的平均摩尔热容： 2 270 439 262 270 (27.180.591 100.338 10) 30.30/() 439 pn ttdt ckjmol k 故出四段气体每升高 1所需热量为： so2所需热量：1.15 45.68 52.54kj so3所需热量：20.19 6

54、3.92 1290.51kj o2所需热量：270.79 31.14 8433.55kj n2所需热量：4325.69 30.00 129784.81kj 所需总热量：139561.41kj (3)反应热 摩尔反应热 101314.482.21 (273429.5)99761.96qkj 总反应热 (20.190) 99776.322014193.87qkj 四段出口温度 0 58677004.132014193.87 429.5 139561.41 tc (4)四段出口气体带出热量 4 58677004.132014193.8760691198.01qkj 转化器热量平衡见表 6 表 6 转

55、化器热量衡算结果 气体进口气体出口 段数 温度热量kj 反应热量 kj温度热量kj 一段 39067266583.6738777104.37609106043688.04 二段 44577749141.2612068520.0651689817661.32 三段 44577896254.433737962.94 46581634217.38 四段 42058677004.132014193.87 43960691198.01 281588983.49 56597781.25 338186764.74 第四章 安全备忘录 4.1 概述 本设计中的主要危害物为原料气中二氧化硫，以及产物硫酸。二氧化

56、硫是大气中主 要污染物之一，是衡量大气是否遭到污染的重要标志。 在我国的一些城镇，大气中二氧 化硫的危害较为普遍而又严重。而硫酸对皮肤、粘膜等组织有强烈的刺激和腐蚀作用， 会对人体产生严重危害，所以对这些物质必须进行有效的防范。 4.2 二氧化硫和硫酸的危害 二氧化硫进入呼吸道后，因其易溶于水，故大部分被阻滞在上呼吸道，在湿润的粘 膜上生成具有腐蚀性的亚硫酸、硫酸和硫酸盐，使刺激作用增强。上呼吸道的平滑肌因 有末梢神经感受器，遇刺激就会产生窄缩反应，使气管和支气管的管腔缩小，气道阻力 增加。上呼吸道对二氧化硫的这种阻留作用，在一定程度上可减轻二氧化硫对肺部的刺 激。但进入血液的二氧化硫仍可通过

57、血液循环抵达肺部产生刺激作用。二氧化硫可被吸 收进入血液，对全身产生毒副作用，它能破坏酶的活力，从而明显地影响碳水化合物及 蛋白质的代谢，对肝脏有一定的损害。动物试验证明，二氧化硫慢性中毒后，机体的免 疫受到明显抑制。二氧化硫浓度为 1015ppm 时，呼吸道纤毛运动和粘膜的分泌功能均 能受到抑制。浓度达 20ppm 时，引起咳嗽并刺激眼睛。若每天吸入浓度为 100ppm8 小时， 支气管和肺部出现明显的刺激症状，使肺组织受损。浓度达 400ppm 时可使人产生呼吸困 难。二氧化硫与飘尘一起被吸入，飘尘气溶胶微粒可把二氧化硫带到肺部使毒性增加 34 倍。若飘尘表面吸附金属微粒，在其催化作用下，

58、使二氧化硫氧化为硫酸雾，其刺 激作用比二氧化硫增强约 1 倍。长期生活在大气污染的环境中，由于二氧化硫和飘尘的 联合作用，可促使肺泡纤维增生。如果增生范围波及广泛，形成纤维性病变，发展下去 可使纤维断裂形成肺气肿。二氧化硫可以加强致癌物的致癌作用。据动物试验，在二氧 化硫作用下，动物肺癌的发病率高于单个因子的发病率，在短期内即可诱发肺部扁平细 胞癌。 硫酸蒸气或雾可引起结膜炎、结膜水肿、角膜混浊，以致失明；引起呼吸道刺激， 重者发生呼吸困难和肺水肿；高浓度引起喉痉挛或声门水肿而窒息死亡。口服后引起消 化道烧伤以致溃疡形成；严重者可能有胃穿孔、腹膜炎、肾损害、休克等。皮肤灼伤轻 者出现红斑、重者

59、形成溃疡，愈后癍痕收缩影响功能。溅入眼内可造成灼伤，甚至角膜 穿孔、全眼炎以至失明。慢性影响：牙齿酸蚀症、慢性支气管炎、肺气肿和肺硬化。环 境危害：对环境有危害，对水体和土壤可造成污染。燃爆危险： 本品助燃，具强腐蚀性、 强刺激性，可致人体灼伤。 4.3 二氧化硫和硫酸运输、使用等应注意的事项以及如何防护 生产、运输和使用二氧化硫时应严格按照刺激性气体有害作业要求操作和作好个人 防护，可将数层纱布用饱和碳酸氢钠溶液及 1%甘油湿润后夹在纱布口罩中，工作前后用 2%碳酸氢钠溶液漱口。生产和使用场所空气中二氧化硫浓度不应超过 15mg/m3 的最高容 许浓度。有明显呼吸系统及心血管系统疾病者，禁止

60、从事与二氧化硫有关的作业。若有 人中毒，应立即将患者移离有毒场所，呼吸新鲜空气或氧气、雾化吸入 2%5%碳酸氢钠 +氨茶碱+地塞米松+抗生素。用生理盐水或清水彻底冲洗眼结膜囊及被液体二氧化硫污染 的皮肤。.对吸入高浓度二氧化硫有明显刺激症状，但无体征者，应密切观察不少于 48h，并对症治疗。积极防治肺水肿，可早期、足量、 短期应用糖皮质激素。需要时可 用二甲基硅油消泡剂。 硫酸操作处置：密闭操作，注意通风。操作尽可能机械化、自动化。操作人员必须 经过专门培训，严格遵守操作规程。建议操作人员佩戴自吸过滤式防毒面具（全面罩）， 穿橡胶耐酸碱服，戴橡胶耐酸碱手套。远离火种、热源，工作场所严禁吸烟。远