硫酸车间工艺设计论文42350

1、目目 录录 1.设计任务说明书 .1 1.1 项目.1 1.2 设计内容.1 1.3 设计规模.1 1.4 设计依据.1 1.5 产品介绍.1 1.6 生产方式.3 2.工艺路线的选择及设计 .3 2.1 工艺路线选择.3 2.2 工艺流程介绍.5 3.换热器物料衡算 .6 3.1 转化工段流程图及简述.6 3.2 换热器物料衡算.8 4.换热器热量衡算 .10 4.1 炉气带入热量 q1 .10 4.2 水的冷凝热 q2 .11 4.3 入塔酸带入热 q3 .11 4.4 93酸稀释热 q4 .11 4.5 炉气带出热 q5 .11 4.6 出塔酸带出热 q6 和酸的温度.12 5.典型设备

2、设计 .12 5.1 填料干燥塔干燥流程与原理.12 5.2 干燥塔设备的计算.13 6.主要设备一览表 .16 7.车间人员定置 .16 8.经济技术指标 .17 9.厂房布置及水电要求 .18 10.安全环保 .19 致谢 .23 附图 .24 年产年产 8 8 万吨硫酸车间工艺设计万吨硫酸车间工艺设计 1.设计任务说明书： 1.1 项目： 年产 8 万吨硫酸转化工段工艺及换热器的设计。 1.2 设计内容： 转化工段工艺设计； 换热器的设计。 1.3 设计规模： 1.3.1 年产 8 万吨硫酸； 1.3.2 年生产日 300 天； 1.3.3 日生产能力 266.67 吨，日产 24 小时

3、，每小时生产 11.11 吨。 1.4 设计依据： 本设计是依据大冶有色金属公司的生产技术资料，并结合设计任务书的内 容和生产管理规范的相关文件而进行设计的。 1.5 产品介绍： 1.5.1 基本介绍： 产品化学名称：硫酸 英文名：sulfuric acid 化学结构式： 分子式：h2so4 分子量：98.07 由三氧化硫和水化合而成。依据三氧化硫与水的摩尔比的不同，可分为普 通硫酸、发烟硫酸和无水硫酸三大类。 1.5.2 理化性质： 表表 1.1. 硫酸的物理性质硫酸的物理性质 物理性质性质参数 20密度，g/cm3 1.8305 熔解热（100%） ，kj/mol 10.726 汽化潜热（

4、326.1） ，kj/mol 50.124 熔点 10.370.05 100% 2755 沸点 98.4% 3265 硫酸的化学性质包括： 1强酸，作为二元酸，它有中性盐（硫酸盐）和酸（硫酸氢盐） 。 2氧化性，根据还原剂的不同，硫酸可以被还原到二氧化硫、硫和硫化氢。 3强脱水性，对于有机物和人的皮肤有强烈的破坏作用。 4可与硝酸可混合组成硝化剂，应用与有机化合物的硝化过程。 5可作为有机反应磺化剂。 6. 对硫和硫化物的作用： 常温下，s 与浓硫酸不反应，加热至 200，发生氧化还原反应并产生 so2 逸出；将 h2s 通入浓硫酸中，生成 h2so3、s 和 h2o。稀硫酸与 h2s 不发生

5、这 种反应。 与磷作用 常温下，磷与硫酸不反应，经加热便反应，生成 so2和 h3po4： 3h2so4+2p2h3po4+3so2 将 h2so4与 p 置于密闭容器中，使之沸腾，则发生气相硫蒸气燃烧并产生 单体硫： 2h2so4+pcl3clhso3+so2+hpo3+2hcl 与碳作用 c+2h2so42h2o+co2+so2 h2so4（91%）+coco2+so2+h2o 1.5.3 用途： 硫酸是重要的基本化工原料，主要用于制造磷肥和氮肥。杀虫剂、除草剂 等的制造也需使用大量的硫酸，炼焦时炉气中的氨需用硫酸吸收。此外，在钢 材加工、化学纤维、染料工业、石油炼制、制革，制药、油漆、炸

6、药及高能燃 料制造等方面都需要用硫酸，故被称为“化学工业之母” 。 1.5.4 原料： 铜金矿冶炼制得的烟气。 1.5.5 原料标准： 表表 2. 硫酸产品原料标准硫酸产品原料标准 烟气成分 so2so3o2co2n2h2o 含量 （%） 7.40.2154.865.511.2 1.5.6 产品质量规格： 表表 3. 硫酸产品质量标准硫酸产品质量标准 各组分百分含量 （%） 优等品一等品合格品 灰分 0.020.030.10 fe 0.005 0.010 as 0.0001 0.005 hg 0.0010.01 pb 0.0050.02 透明度/mm 8050 色度/ml 2.02.0 1.6

7、 生产方式： 设计工艺选用净化塔(增湿塔和填料塔)、干燥塔、转化器和吸收塔等设备， 进行连续生产。生产安排为三班制，每班八小时。 2.工艺路线的选择及设计： 2.1 工艺路线选择： 2.1.1 主要的工艺路线有以下 3 种： a硫铁矿制硫酸： fes so2 so3 h2so4 首先对硫铁矿进行预处理，对于块状硫铁矿则要粉碎加工成粉矿，对于硫 精砂则要进行干燥。若矿的品种较多，入炉前还要按杂质含量要求进行掺配。 原料预处理之后的制酸流程如上图。其主要工序为：硫铁矿焙烧、炉气净化、 二氧化硫转化及三氧化硫吸收。 二氧化硫的炉气制取是采用沸腾焙烧，应用余热锅炉回收高温位热能。炉 气烟尘率高，设置旋

8、风除尘器、电除尘器，经除尘后的炉气进入湿法净化工序， 通过第一、第二洗涤设备除去炉气中大部分杂质，再经两级电除雾对炉气进一 步精制。炉气中的水分在干燥塔内采用浓硫酸进行脱水干燥，并专设过滤设备 捕集炉气夹带的雾沫。此后，由主风机将炉气抽送到转化工序。入转化的二氧 化硫经换热器加热到反应温度，进入各段触媒，最后一段出口三氧化硫经冷却 进入发烟硫酸及 98%酸吸收塔，出塔气体经除沫后转入尾气处理工序。此外， 还有多种硫铁矿制酸流程，如不同冷却方式的稀酸洗流程、水洗流程以及一次 转化流程等。 图图 1.1. 以硫铁矿为原料的接触法制酸生产流程图以硫铁矿为原料的接触法制酸生产流程图 1.加矿皮带 2.

9、沸腾炉 3.余热锅炉 4.旋风除尘器 5.电除尘器 6.第一洗涤器 7.第二 洗涤器 8.间冷器 9.电除雾器 10.稀酸泵 11.第二循环槽 12.稀酸泵 13.第一循环槽 14. 沉淀槽 15.热水泵 16.汽泡 17.除氧器 18.给水泵 19.锅炉水槽 20.空气风机 21.干燥塔 22.酸冷却器 23.一吸塔 24.二吸塔 25.主风机 26.换热器（） 27.换热器（） 28.转 化器 29.换热器（） 30.换热器（） 31.加热炉 32.予热器 33.二吸循环槽 34.一吸 循环槽 35.干燥塔循环槽 b硫磺制硫酸： s so2 so3 h2so4 硫磺来源于天然硫磺、从石油和

10、天然气副产物回收硫磺，天然硫磺和回收 硫磺纯度很高，可达 99.8%以上，有害杂质的含量很少，作为生产硫酸的原料， 不需要复杂的炉气净化工序，还可以省掉排渣设备，工艺流程短，生产中热量 可合理利用，对环境的污染少，但天然硫磺受到地域的限制，而且高纯度的硫 磺在地壳中的含量少。 c冶炼烟气制硫酸： 含硫的矿石 so2烟气 so3 h2so4 可以从矿石中回收重要的金属资源，而且将炉气中的有害气体 so2 进行回 收利用，减少环境污染。 结合该公司的具体情况黄石大冶地区蕴涵丰富的铜金矿资源，最终选 择路线 c 作为生产硫酸的最佳方案。 2.2 工艺流程介绍： 图图 2.2. 工艺流程框图工艺流程框

11、图 图 2 为工艺流程框图，它以冶炼烟气为原料的接触法生产硫酸的过程，主 要工序包扩烟气的净化，气体的干燥，二氧化硫的转化，三氧化硫的吸收。 经过除尘后的烟气，依次通过冷却塔，洗涤塔，第一级电除雾器和第二级 电除雾器进行净化，在冷却塔和洗涤塔中，烟气中所含的微量三氧化硫从硫酸 蒸汽形态变成酸雾，砷，硒和其他金属的氧化物则成为固体粒子，从气相中分 离出来；它们一部分由烟气中残存在的微量矿尘一起被洗涤除去，另一部分随 二氧化硫风机 换热器 转炉旋风除尘电除尘器高温排风 机 一级动力波洗涤口 气体冷却塔二级动力波洗涤口 电除 雾器 干燥塔 转化器一至三段中间吸收塔换热器 转化器四段 最终吸收塔 尾气

12、烟囱 气体进入电除雾器，在高压静电作用下被清除干净。 经过净化的气体，在干燥塔中被循环淋洒的浓硫酸干燥，干燥酸的浓度一 般维持在 93%左右，由于在气体被浓硫酸干燥的过程中防出大量热量，所以在 干燥塔硫酸循环系统中设有酸冷却塔，用冷却水把热量带走。 经过干燥的气体进入二氧化硫鼓风机，提升压力后，送往转化工序。从二 氧化硫鼓风机出来的气体，首先经过换热器，依次被转换器第三段和第一段出 来的三氧化硫气体加热，于大约 420的温度下，进入转化器的第一段，气体 中的部分二氧化硫气体，在五氧化二钒的催化作用下，与空气中的氧气进行反 应，生成三氧化硫并防出热量，使反应后的气体温度升高，为了使未反应的那 部

13、分二氧化硫进一步转化，转化器的第一段出来的气体在换热器内进行冷却， 然后进入第二段转换，继续进行二氧化硫的转换反应，从第二段出来的气体， 在换热器中被冷却，然后进入第三段转换，从第三段出来的气体中，绝大部分 二氧化硫已经转化为三氧化硫，为了达到更高的最终转换率，第三段出来的气 体在换热器中被冷却并在中间吸收塔内用浓硫酸将气体中的三氧化硫吸收除去。 从中间吸收塔出来的气体已基本不含三氧化硫，只含少量的未转化完全的 二氧化硫，为使气体达到催化氧化所需要的温度，气体通过换热器，依次被从 转化器的第四段出来的气体和转化器第二段出来的气体加热，然后进入转化器 的第四段，进行二氧化硫的最终转化。经过第四段

14、转化二氧化硫总转化率可达 到 99.7%以上。从转化器的第四段出来的气体在换热器中冷却，然后进入最终 吸收塔，将气体中的三氧化硫全部吸收除去。 3.换热器物料衡算： 3.1 转化工段流程图及简述转化工段流程图及简述： 3.1 吸收工段流程图及简述 图图 3.3.吸收工段流程图吸收工段流程图 炉气干燥是净化工序的组成部分，目的是去掉炉气中的水分。吸收是硫酸 生产中的最后一道工序，目的是把转化气中的 so3吸收下来制成产品硫酸。此 两过程本是硫酸生产中不相连贯的程序，但由于在着两个操作过程中都使用浓 硫酸作为吸收剂，都是吸收过程，彼此间又必须进行串酸调节其浓度，采用的 设备也几乎完全一样，故在设计

15、和生产上都把它们划归为同一个工段来进行管 理，统称干吸工段或干吸岗位。 干吸岗位的工艺流程和设备装置，随转化工艺和产品酸的品种的不同而异。 对于“一转一吸”工艺，干吸工段一般只配置两台填料塔（即干燥塔和吸收塔） 及各自的酸循环系统。 “两转两吸”工艺的干吸工段至少要配置三台塔（即干燥 塔、中间吸收塔和最终吸收塔） ，酸的循环系统有两个或三个，可以采用两个循 环系统，即干燥循环系统和吸收循环系统（中间吸收塔和最终吸收塔合用一套 酸循环系统） 。也有用 98%h2so4干燥的，则三塔只用一个循环酸槽。若需生产发 烟硫酸，在以上两种配置中都需加装发烟硫酸吸收塔和发烟硫酸的循环系统。 酸循环系统，由循

16、环槽，冷却器和泵等三个主要设备所组成。由于冷却器 有的放在泵的进口，有的放在泵的出口，故在酸循环系统上，有“泵前流程” 和“泵后流程”之分。 由于干吸岗位的传质、传热过程，是气液直接传递的，气体中必然带有液 体，液体中也必然含有一定的气体，故本岗位还没有除沫和脱吸装置（脱吸又 称吹出） 。 一.一次吸收的干吸岗位工艺流程 从转化系统导入的转化气一部分进入发烟硫酸吸收塔，另一部分进入 98% 硫酸吸收塔。经发烟硫酸吸收塔吸收后的气体，再与直接进入 98%硫酸吸收塔 的转化气混合，一齐进入 98%硫酸吸收塔，两部分气量的分配比例通过蝶阀来 调节，一般控制进发烟硫酸吸收塔的气量不少于三分之一，经 9

17、8%硫酸吸收塔 吸收后的气体称为尾气，尾气导入尾气吸收塔或直接放空。 105%发烟硫酸从发烟硫酸吸收塔上部进入塔内分酸装置，在塔内吸收三氧 化硫后，酸浓度升高，酸温上升，从塔底部排出的酸进入混酸罐，与从 98%硫 酸吸收塔串过来的 98%硫酸混合，把循环酸浓度控制在 104.6%105.0%之间， 从混酸罐导出的循环酸由泵送往酸冷却器进行冷却后，大部分循环使用，把循 环中的增量作为产品或者串入 98%硫酸混酸罐。 浓度为 98%的循环酸进入 98%硫酸吸收塔上部分酸设备，吸收三氧化硫后， 浓度升高，酸温上升，从塔底部导入混酸罐，与从干燥塔串来的 93%硫酸和从 发烟硫酸吸收塔中来的 105%硫

18、酸及加入的适量水混合，配成浓度为 98.1%98.5%的硫酸，经酸冷却器冷却后，大部分用泵打入 98%硫酸吸收塔循 环使用，一部分串入 105%硫酸混酸罐和 93%硫酸混酸罐，根据对产品的要求， 也可引出一小部分作为成品酸输出。 二.两次吸收的干吸岗位工艺流程 随着 so2气体的两次转化工艺的应用，so3气体的吸收也随之改成了两次吸 收工艺。80 年代是我国普及发展最快的一个时期，目前新建的年产 40kt 以上 系统几乎都采用“两转两吸”技术。 三.循环酸流程 循环酸流程在生产应用中较普遍的是由塔、槽、泵、冷却器这四个设备组 成的有三种不同流程。流程 1，由于冷却器在泵后，酸流速较大，传热系数

19、大 些，可节省些冷却面积。但冷却排管受压较大，酸流动速度快，腐蚀也比另两 种流程严重些，酸泵在这种流程中输送的是冷却前的热酸，腐蚀也较严重。在 手、受泵的压力下的冷却排管漏酸时危害更大，但此流程可以降低干吸塔基础 的高度，节约基建费用。 流程 2，冷却器中的酸是靠塔内酸面与循环槽液面的位差流动，由于位差 不可能很大，所以酸液在冷却排管中的流速较慢。采取这种流程时要注意不可 时区冷却排管串连过长。这种流程，由于速度慢，需要冷却面积较多，冷却排 管腐蚀较轻，也比较安全。 流程 3 的冷却器内酸的流动靠酸槽液面与冷却器间位差的推动和泵的抽力，酸 在冷却排管中的流速可介于前两种流程之间。在配置上应注意

20、使循环槽内酸位 高于冷却排管最上一根的位置，使泵在开动前能自动充满酸。就对冷排酸管的 腐蚀而言，这种流程比第二种流程稍大些，而最大的缺点是不能用立式泵，只 能用卧式泵。前两种都能用，为了避免高温酸加速对泵的腐蚀，国内用立式泵 的厂多采用流程 2。 3.2 换热器物料衡算： (1)全塔的物料衡算式：l/g（y1-y2）/（x1-x2） 式中：l通过吸收塔的吸收剂流量，k mol/s； g通过吸收塔的惰性气体流量，k mol/s； y1，y2分别为塔底及塔顶气相中溶质的摩尔比，k mol（溶质）/ k mol（惰性气体） ； x 1，x2分别为塔底及塔顶液相中溶质的摩尔比，k mol（溶质）/k

21、mol（溶剂） ； (2)最小液-气比(l/g)min的计算 (l/g)min（y1-y2）/（x1-x2） ；其中 x1是与进塔的气体组成平衡的液相 组成； 实际采用的液-气比必须大于最小液-气比，当液-气比较小时，吸收剂的用 量少，操作费用高，但吸收塔较低，设备费用少，因此，操作费与设备费之和 有一最低点，通常把总费用最低时的液-气比作为适宜液气比，根据生产实际经 验，适宜液-气比取最小液-气比的 1.12.0 倍，即：l/g（1.12.0）(l/g) min (3)已知数据 一吸塔入塔气体流量为 1568.8m3/h; 一吸塔入塔气体烟温为 185； 吸塔入塔烟压为 13300pa; 一

22、吸塔入塔气体中含 so3（其余的视为惰性气体） 7.4997.33（体积分 数） ；so3的吸收率为 95；吸收剂的用量为最小用量的 1.3 倍，即： l/g1.3(l/g)min；吸收剂入塔的组成 x2为零； 计算吸收剂的用量（k mol/ h）及离塔的溶液组成 x 1； a.将气体入塔组成 7.33（体积分数）换算成为摩尔比： y1y 1/ (1-y1) (y1:气体的体积分数)； 0.073/（1-0.073） 0.079 k mol（so3）/ k mol（惰性气体） ； b.根据吸收率0.95 计算出塔气体的组成 y2； y2y1（1-）0.079（1-0.95） 0.004 k m

23、ol（so3）/ k mol（惰性气体） ； c.通过查表得在 185时 so3水溶液的亨利系数 e00015mpa； 而相平衡常数e/总；所以 0.0015/0.01330.11 而气液平衡关系式为：yx 或 yx； 则 y0.11x 或 y0.11x； 所以 y10.11x1； x1y1/0.11 0.079/0.11 0.72 k mol（so3）/ k mol（h2o） ； 又因为最小液气比(l/g)min（y1-y2）（x1-x2） （0.079-0.004）/（0.72-0） 0.1 而本设计中取 l/g 1.3(l/g)min； 则 l/g 1.30.1 0.13 d.将非标态下

24、的惰性气体的体积流量换算成标态下的惰性气体的摩尔流量：g惰 p（1- y 1）/（rt） 133001568.8（1-0.073）/8.314（273+185） 5079.5kmol/ h 所以 l 1.3(l/g)ming惰 0.135079.5 660.34kmol/ h 所以吸收剂的用量为 660.34kmol/h; 又因为 l/g = x1-x2 则 x1= (y1-y2)/ (l/g) x2 = (0.079-0.004) /0.13+0 = 0.58k molso3/k molh2o 所以离塔溶液的组成为 0.58kmolso3/k molh2o 4.换热器热量衡算： 4.1 炉气

25、带入热量 q1 t = 40 so2带入热量：q1=51.564041.57=85744kj/h o2带入热量： q2=46.44029.37=54519kj/h n2带入热量： q3=472.884028.45=538204kj/h h2o 带入热量：q4=42.484032.716=55590kj/h 式中 41.57,29.37,28.45,32.716 分别为 040时 so2、o2、n2 及 h2o 的摩尔热 容，kj/(mol.k) q1= q1+q2+q3+q4 = 73405kj/h 4.2 水的冷凝热 q2 水在 40时冷凝热为 2406kj/kg；q2=764.022406

26、=1838232 kj/h 4.3 入塔酸带入热 q3 5093%h2so4的热焓 i1=78.7 kj/kg；q3=131.161.7993100078.7=18572900kj/h 4.4 93酸稀释热 q4 q4=17860n/（n+1.7983）4.18； 式中： q4稀释热，j/molh2so4; n对于 1molh2so4所用的 mol 数. 对于浓度为 c1的硫酸，当稀释到浓度为 c2时，放出的热量按下式计算： q2q1=17860n2/ (n2+1.7983)-17860n1/ (n1+1.7983)4.1868 式中：q2q1每 molh2so4放出的热量，j； n2、n1浓

27、度分别为 c2、c1时每 molh2so4所含的水的 mol 数。 93.00h2so492.70h2so4 n1=7189398=0.41 q1=0.4117860 (0.41+1.7983)4.1868 =13900 n2=7.31892.798=0.429 q2=0.42917860(0.429+1.7983)4.1868=14394 q2-q1=14394-13900=493.8kj/kmol 131.16m3/h1799.3kg/m3=235996.18 kg/h q4=235996.20.9398493.8=1105893 kj/h 4.5 炉气带出热 q5 so2带出热量 q1=

28、51.54541.64=96613 kj/h o2带出热量 q2=46.44529.295=61377 kj/h n2带出热量 q3=472.884528.5=606681 kj/h h2o 带出热量 q4=0.0714532.74=104.62 kj/h 式中 41.64,29.395,28.51,32.74 分别为 045 时 so2、 o2、 n2及 h2o 的摩尔 热容，kj/(mol.k)。 q5=q1+q2+q3+q4=861389 kj/h 4.6 出塔酸带出热 q6和酸的温度 q6=q1+q2+q3+q4-q5 =734057+1838232+18572900+1105893-

29、861389=21389693 kj/h 则：出塔酸的热焓 i2=21389693(235996.2+764)=90.34 kj/kg 查表得：92.7h2so4i2=90.34 kj/kg t=57.2 5.典型设备设计： 5.1 干燥塔干燥流程与原理 图图 4.4. 填料塔结构示意图填料塔结构示意图 1.气体进口 2.塔壁 3.分酸爪 4.分酸槽 5、6 人孔 7.气体出口 8.分酸管 9.酸出口 10.152152 隔板瓷环一层 11. 75755 阶梯环 12.60304 矩鞍瓷环 13. .25203 矩鞍环 二氧化硫气体的干燥：在转化操作温度下，二氧化硫气体中的水蒸气对钒 催化剂是

30、没有危害的，但水蒸气与转化后的三氧化硫一起，在吸收过程中会形 成酸雾且很难被吸收，可导致尾气烟囱冒烟，同时，酸雾与水分综合作用，可 造成干吸转化工序中管道设备腐蚀，甚至造成催化剂结块，活性降低，阻力加 大等。因此，进行转化工序前，气体必须进行干燥。浓硫酸具有强烈的吸水性 能，常用作气体的干燥剂，用高浓度的硫酸来喷淋干燥塔，可使原料气干燥后 的水分含量小于 0.1g/nm。填料干燥塔(见附录 1)。 干燥原理：气体干燥过程中,物质由气相进入液相,填料塔内的气体的干燥 原理,可以用双膜理论来解释,在气液两相接触时,存在着界面,界面两边又分别 存在着一层稳定的气膜和液膜,一切质量和热量的传递必须克服

31、气膜和液膜的阻 力后才可以进行,这就是双膜理论。气体干燥过程中,气体中的水蒸气通过气相 主体以对流的形式扩散到气膜,然后以分子扩散的形式通过液膜,再以对流扩散 的形式传递到液相主体,从而使气体得以干燥。 影响干燥效率的因素:主要因素有硫酸浓度、温度、循环酸量、设备结构和 气速等。 5.2 换热器设备的计算 进塔气温 40 出塔气温 45 进塔气体压力 采用点除雾 -5.884kpa(采用文氏管-10.3 k pa) 出塔气体压力 -7.06 k pa 进塔气量 133763.9 m3 耗/h 出塔气量 12834.6m3 耗/h 大气压 100.79 k pa 756 k pa 5.2.15.

32、2.1 塔径的计算塔径的计算 平均气体流量： =4.66 m3 2)06 . 7 88 . 5 ( 3 . 101 3 . 101 273 2)4540(273 6002 6 . 12834 9 . 13763 v /s 近 20 年来由于填料改进、喷淋调整及鼓风机压头的增高，空塔气速提高较 多，现在使用范围在 0.61.8 m /s 之间。 现取空塔速度 0.6 m /s，则塔径 d： d=4.66/(0.785 0.6) 3.15m 设计采用 3.13.2m 若取空塔速度为 1.0 m /s，则塔径为 2.4m。 5.2.25.2.2 填料面积填料面积 f=g/kp(m2) 式中 g需吸收

33、的水量，kg/h; k干燥速度系数，kg/（m2hk pa） p干燥推动力，k pa。 干燥水量：g=756.3-1.28=764.02 kg/h 干燥速度（或吸收速度）系数：k=aw0.8 式中：a常数，视硫酸浓度 m/s 及填料特征而定； w气体空塔速度，m/s。 据南京化学工业公司氮肥厂 1953 年测定： 使用 50 50 5 拉西环乱堆时，k 拉=0.211w0.8 kg/（m2hk pa） 上海硫酸厂测得：k 拉=0.326w0.8，kg/（m2hk pa） 林甸磷肥厂 1978 年测定矩形填料的 k 值：k 拉 =2.58w0.8 kg/（m2hk pa） 将气速 0.6 m/s

34、 代入： k 拉=0.211 0.60.8=0.14w0.8 kg/（m2hk pa） 或 k 拉=0.326 0.60.8=0.22w0.8 kg/（m2hkpa） k 拉=2.58 0.60.8=1.72w0.8 kg/（m2hkpa） 干燥推动力p 的计算： 干燥推动力的计算，应是塔的进出口处的气体水分分压与液面水分分压之差， 来求出塔的干燥推动力，为简化计算和考虑误差允许，采用下法计算： 入塔压力=100.83-5.884=94.94 k pa 出塔压力=100.83-7.06=93.77 k pa 入塔气体水蒸汽分压：p1= = 0.06469 k pa 4 . 615 5 . 42

35、 32.101 94.94 出塔气体水蒸汽分压：p2= = 0.000113 k pa 9 . 572 07 . 0 32.101 97.93 p =(p1-p2)/(2.3lgp1/p2) =(0.06469-0.000113)/(2.3lg0.06469/0.000113)98.06651.0kpa 干燥面积:f1=764.02/(0.22 1)=3521.6m2 f2=764.02/(0.14 1)=5443.6m2 f3=764.02/(1.72 1.0)=444.2m2 从计算结果看出，由于操作条件和填料性能不同，主要是填料性能的不同， 需要的填料面积相差 712 倍，故采用新型填料

36、可以大大强化填料塔。实际证 明，采用拉西环，以塔截面计，每平方米、每小时只生产半吨硫酸；采用矩形 填料，每平方米、每小时则可以生产 2 3t 硫酸。为考虑习惯性、为今后挖潜 增加的要求，本设计采用 f=5443 m2 。应该看到折射保守的，今后应逐步过渡 按新填料性能来设计塔，这里主要是为了掌握计算方法及与老塔的吻合。 5.2.3 填料体积 选用尺寸为 50mm 的瓷质矩鞍填料为干燥层,则需填料体积 v 填为: v 填 =f/ = 5443/120 45.4m3 5.2.4 塔高 在填料层高度确定后，其它部位的高度均根据装配和工作空间高度来决定， 本干燥塔具体尺寸为： 下气室(包括进气、出酸管

37、)高度 2500mm 分酸管、槽高度 2000 mm 球拱（或砖拱）高度 400 mm 捕沫器与空间高度 1000 mm 填料层高度 5700 mm 全塔总高度 12200 mm 布酸层高度 600 mm 塔容积=0.7853.2212.2=109.2m3；气体停留时间=109.2/4.66=23.4s 5.2.5 塔壳 因干燥塔操作压力接近与大气压力，故不需要进行强度计算，只要塔壳厚 度满足施工时的设备刚度要求即可。按石油炼厂设备之计算和设计介绍。 对于直径大于 1000 mm 的直径设备，在不用加强措施时，其壳体厚度 s 一般用 下式计算：s0.001+0.4 cm 塔壳直径 d=320+

38、24=344 cm（24 cm 为衬砌层厚度） s0.001344+0.4=0.744cm，故取塔壁厚度为 8 mm 1.塔壳环悍缝的对口错边量 b110%s 且 b1 不大于 3 mm，所以 b10.18 mm，即 0.8 mm 2.塔壳纵悍缝的对口错边量 b220%s 且 b2 不大于 6 mm，所以 b20.28 mm，即 1.6 mm 6.主要设备一览表 表表 4.4. 设备一览表设备一览表 设备名称规格型号数量/台 回转式干燥窑q235 1 沸腾炉 v=620m31 废热锅炉 f=13721 电除尘器 f=50 间冷器 f=10502 干吸塔内 4900 3 浓酸循环槽q235 1

39、转化器 f=748.44m21 脱气塔q235 1 安全封硬 pvc 1 7.车间人员定置 表表 5.5. 人员定置人员定置 序号职能名称配置班数每班人数合计 1管理212 2化料326 3操作224 4分析化验212 5动力监控212 6包装224 7检修224 8环保212 共计26 8.经济技术指标 表表 6.6.投资表投资表 序号项目金额(万元) 1土建,水电,消防,通风,空调,工具130 2贮槽,高位槽,澄清槽10 3反应器8 4结晶器6 5离心通风机10 6旋风分离器13 7喷雾干燥器56 8静电除尘器6 9扬液器2 10过滤器5 11螺杆泵3 表表 7.7.技术经济指标表技术经济

40、指标表 序号项目计算单位设计指标 1产品价格元/吨4800 2规模吨/年1000 3年工作日天300 4总收率%92 5车间定员人26 6消耗万元/年3000 7建筑及占地面积m2100 8产值万元/年4000 9利税万元/年640 10投资回收期年 35 11折旧年限年12 9.厂房布置及水电要求 9.1 厂房设计要求 简单合理,利于生产的运行原料仓,生产区,化验室,辅助生产区,控制室及成 品仓 9.2 厂址的选择 鉴于硫酸的各种危害,厂址应选在农村,并远离生活区,地势较低之处；应选 择交通运输方便之处；应选择能源有保障,电力供应稳定之处；有良好的工程地 质。 9.3 总布局主要应该满足三个

41、方面的要求 9.3.1 布局要求 保证径直和短捷的生产作业线,并尽可能避免交叉和迂回,使各种物料和运 输距离最短,同时将水电消耗很大的车间尽量集中,形成负荷中心,并使其与原料 来源靠近,减少输送距离。 9.3.2 安全要求 硫酸有很强的腐蚀性，其生产工艺的污染主要来自冶炼烟气,所以厂区应充 分考虑按照国家排放标准合理安全布局,确保安全环保生产。 9.3.3 发展要求 厂区布置要求有较大的弹性,对于工厂的发展变化有较大的适应性,随着市 场需求的变化,厂区规模、人员定置等有可变性、灵活性。 9.4 水电汽要求 9.4.1 水 冶炼烟气制酸过程中产生的硫酸废水通常具有色度大。酸度高的特点，其 主要危

42、害物质是硫酸，亚硫酸，矿尘，砷，氟等多金属离子，废水如直接排入 江河将严重污染水体。因此，要尽量减少废水排放量，按照国家有关排放标准 执行。 9.4.2 电 根据所设计装置的爆炸危险性选用相应等级的电器设备,照明灯具和仪表 9.4.3 汽 采用废气部分循环流程,在对流加热干燥中,若废气的湿含量不太高,而温度 又不太低的情况下,可将部分废气经加热后与干燥介质一起通入干燥器中,这样 既提高热效率,又降低单位能耗 10.安全环保 10.1 对人体器官的毒害作用 10.1.1 硫酸对皮肤的伤害作用 对皮肤有强烈的腐蚀作用。 10.1.2 冶炼硫酸烟气对呼吸道,眼部的毒害作用 制酸的烟气对人体呼吸道黏膜

43、受损,致使人体呼吸困难,严重是会导致人窒 息身亡。同时也刺激人的眼部使其流泪，对人的视网膜有一定程度的损害，严 重影响人的视觉器官。 10.1.3 硫酸车间有害物的最高允许范围 表表 8.8.硫酸车间有害物最高允许浓度硫酸车间有害物最高允许浓度 序有害物名称最高允许范围 1 二氧化硫 15 mg/m3 2 三氧化硫或硫酸蒸汽 2 mg/m3 3 一氧化碳 30 mg/m3 4 二氧化硒 0.1 mg/m3 5 三氧化二砷及五氧化二砷 0.3 mg/m3 6 氟化氢及氟化物 1 mg/m3 7 氨 30 mg/m3 8 铅烟 0.03 mg/m3 9 硫化氢 10 mg/m3 10 五氧化二钒烟

44、 0.1 mg/m3 11 五氧化二钒尘 0.5 mg/m3 12 矿尘或矿灰 10 mg/m3 13 石棉粉尘 2 mg/m3 14 玻璃棉或矿渣棉粉尘 5 mg/m3 15 作业场所气温 35 16 作业场所相对湿度 70% 17 作业场所噪音 85 db(a) 90 db(老企业) 10.2 环境管理 10.2.1 防灰尘 喷雾干燥器内排出的废气经锥部中央管通过旋风分离器由离心通风机直接 排入大气,会造成空气污染,应用静电除尘器配套使用,净化后排空。 10.2.2 防渗透 废液的渗透会造成周围河流的污染,因此保持沉淀池的严密性防渗透是必要 的。 10.2.3 防泄漏 液料需输送至干燥器，若采用常规离心泵输送,固填料箱的经常泄漏会造成 污染。采用真空及压缩空气输送液料可防止泄漏。真空及压缩空气输送料液 应将排放尾气进行净化。从环保角度考虑,采用液下泵输送液料有一定作用。 车间各操作点应铺设花岗岩或辉绿岩地坪,除做到防渗防漏工作外并需装有 足够的地下回收池,以充分回收废水,杜绝外流 10.2.4 改革工艺设备 改革工艺设备是加强环境管理的积极措施。例如:以负压代替正压;以连续 代替间歇,在设备撒谎能够革除手工操作,采用自动化、连续化、机械化等高效 设备。 10.2.5 加强