硫酸生产工艺计算

1、 净净 化化 工工 艺艺 计计 算算1 1、计计算算数数据据空塔入口烟气流量： 200000 m3/h净化排污酸含固量：3 kg/m3空塔入口压力： 20 a净化填料塔稀酸浓度：1%填料塔入口压力： -3600 a空塔稀酸浓度：4.88%一段电雾入口压力： -4700 a空塔喷淋密度：20 m3/m2.h一段电雾出口压力： -5200 a填料塔喷淋密度：20 m3/m2.h出净化气体压力： -6000 a设定循环冷却水温度：2533入空塔炉气温度： 203 换热器换热系数：4000 w/m2.出空塔气体温度： 55.4 出填料塔气体温度： 34 出净化气体温度： 34 净化收率: 97%净化漏

2、风率: 0%2 2、炉炉气气成成分分SO2SO3CO2 O2 N2H2O： 8.000%0.093%2.505%11.588%74.440%3.374%干气合计: 96.63%8627.32湿气合计: 100.00%8928.57尘: 0.5 g/Nm33 3、酸酸雾雾除除去去部部位位比比例例空塔： 填料塔： 一 级 电 雾： 二 级 电雾： 60%20%12%8%4 4、计计算算结结果果显显示示 污水排放量16.67 m3/h空塔内径9 m空塔酸浓度(即污水酸浓度)4.88 %空塔空速1.26 m/s出净化炉气含水36.71 g/Nm3 填料塔内径9 m净化工段需补充水量17.92 m3/h

3、填料塔空速1.08 m/s空塔喷淋酸量1272.34 m3/h填料高度与塔径的关系0.55 由填料塔串入空塔稀酸量34696.73 kg/h填料高度4.95 m填料塔淋洒酸量1271.70 m3/h 电除雾器型号330 由电除雾串入填料塔稀酸量18349.89 kg/h 电除雾器漏风率5% 空塔绝热温度为55.71 电除雾器空速1.84 m/s空塔循环槽串酸温度：53.93 净化循环槽容积263.24 m3填料塔出塔酸温42.90 需用板式换热器面积352.46 m3循环冷却水量1149957.4 kg/h 5 5、工工艺艺管管道道计计算算空塔入口烟道3 m气速13.71 m/s空塔出口烟道3

4、 m气速10.98 m/s填料塔入口烟道3 m气速10.98 m/s填料塔出口烟道3 m气速9.50 m/s一段电雾出口烟道3 m气速9.49 m/s二段电雾出口烟道3 m气速9.59 m/s泵出口至塔顶流速1.4 m/s 空塔、填料塔上酸管线0.57 m回酸流速0.6 m/s空塔、填料塔回酸管线0.87 m冷却水流速1.2 m/s冷却水管线0.58 m 湍湍动动塔塔的的计计算算 湍动塔是靠在栅板上放置一定量的轻质球,在气流、喷淋液和自身重力的作用下，做剧烈的旋转和翻腾，形成气、液、固三相的湍流运动和搅拌作用，从而获得高的传质、传热效率。在炉气净化过程中一般用作第二洗涤塔。一、塔径 空塔气速一

5、般取2.53米/秒，现采用 2.8米/秒，平均气量为4.63 米3/秒，则塔径D= 1.451365019 米二、静止层、膨胀层及接触区高度 接触区高度，又称筛板间距；膨胀层高度又称床层的膨胀高度。 He/Ho=K*W1.147*L0.7 式中 He床层的膨胀高度，米。 Ho静止层高度，米。 取Ho=0.3 W空塔速度，米/秒。 取W=2.8 L淋洒密度，米3/米2小时。取L=40 K系数0.0450.08， 一般取K=0.06 则He= 0.775540998 米1米 接触区高度Hk=1.25He，即Hk=0.969426 米三、塔除沫层 除沫层气速一般采用0.61.0米/秒，填充高度300

6、500毫米。现空塔气速取0.8 米/秒，则除沫层扩大部分的直径：除沫层直径= 2.71525532 米四、塔的高度 塔进气室高1米间距筛板3米进液喷淋装置高度0.5米进除沫层段高度0.4米除沫层高度0.4米集气室高度0.4米塔总高5.7米五、筛板 筛板分隔球用的筛板和拦球用的筛板两种。六、小球填充数 小球填充数： 式中 N球熟，个。10365 个 D塔径，毫米。1451 毫米 d球直径，毫米。38 毫米 Ho静止层高度，毫米。300 毫米 e静止层平均空隙率，当D/d12时，取0.4；当D/d12时，取0.45。0.4七、操作气速W=A*WK2 31 4 (1)1 6OD HNedp p =-

7、式中 W操作气速，米/秒 A系数1.53.0，淋洒量大者取最小值，反之取最大值，本计算取2WK临界气速，米/秒，其值为：式中 d球直径，米 r气气体重度，kg/秒，本计算取1.23 kg/秒 r小球重度，kg/秒，本计算取160 kg/秒 e静止床层的空隙率 zw阻力系数，与小球的型号和直径有关，这里取zw= 12 将有关数据代入上式，则：WK= 0.924904 操作气速W=1.8498082 米/秒八、压力降 在生产中每段塔的压力降一般为100180毫米水柱。在未淋洒液体时，一般按下式计算气固系统流化床的阻力：P=G/F=HO（r-r气）式中 G球体总重，kg。 F塔截面积，米232(1)

8、K wgd rreW z re- = -气气）干干吸吸工工艺艺计计算算干燥烟气入口温度34设转化一转转化率为 干燥烟气入口压力：4.5kp设转化二转转化率为干燥烟气出口含水0.1g/Nm3干燥烟气出口温度50一吸烟气入口温度200设干燥循环酸浓度为一吸烟气出口温度80设吸收循环酸浓度为二吸烟气入口温度168二吸烟气出口温度70设循环水温度变化为进入干吸系统的烟气量203444.864 Nm/h年产93%酸量：干燥SO2损失1.03%气体成分SO2SO3O2N2含量9.23%0%11.09%70.74%干燥塔入口838.440.001007.546424.82干燥塔出口829.770.00100

9、7.546424.82一吸塔入口66.38763.39625.846424.82一吸塔出口66.38625.846424.82二吸塔入口1.6464.74593.476424.82二吸塔出口1.64593.476424.82干吸三塔的喷淋密度20m3/m2.h假设干燥塔上塔酸酸温热焓(查表）4570.55计算得干燥换热器入口酸酸温（查表）热焓58.3992.38换热器出口酸酸温(查表）热焓43.1867.59干燥塔酸泵的流量1000.00m3/h得出上塔酸量：设干燥塔出塔酸浓度 92.40% 93%稀释到92.4%的稀释热为：假设一吸塔上塔酸酸温热焓（查表） 75113.05计算得一吸塔换热器

10、入口酸酸温（查表）热焓103.19159.38换热器出口酸酸温(查表）热焓68.60102.87一吸塔酸泵的流量1200m3/h得出上塔酸量：设一吸塔出塔酸浓度 98.81%假设二吸塔上塔酸酸温热焓（查表） 6089.2计算得二吸塔换热器入口酸酸温（查表）热焓69.64104.53换热器出口酸酸温(查表）热焓62.2692.79二吸塔酸泵的流量1000m3/h得出上塔酸量：设二吸塔出塔酸浓度 98.08%成品酸泵流量100m3/h产成品酸量：成品酸换热器入口酸酸温酸温（查表）热焓78.96119.35成品酸换热器出口酸酸温酸温（查表）热焓4062.4干吸阳极保护换热系数1000w/m2.K成品

11、酸冷却器换热系数2000w/m2.K干吸串酸量93%到98%98%到93% 212.93202.06干燥塔泵入口酸热焓酸温 92.3858.39干燥冷却水量1074.99m3/h干燥冷却面积604.58m2一吸塔泵入口酸热焓酸温 159.38103.19一吸冷却水量2977.69m3/h一吸冷却面积540.72m2二吸塔泵入口酸热焓酸温 104.5369.64二吸冷却水量506.64m3/h二吸冷却面积140.64m2成品酸冷却水量307.43m3/h成品酸冷却面积48.32m2产 93%酸由成品酸罐混配生产，如全部生产93%酸，则需从外加水4.45t/h需冷却水量226.75m3/h92.0

12、0%99.80%93.00%98.00%253538.24 万吨/年CO2H2O合计2.28%6.66%100.00%207.12604.449082.36207.120.918470.16207.128087.55207.127324.16207.127291.79207.127227.05926.99 m3/h1614.8干干吸吸工工艺艺计计算算设转化一转转化率为设转化二转转化率为设干燥循环酸浓度为设吸收循环酸浓度为设循环水温度变化为93%稀释到92.4%的稀释热为： 1000.89 m3/h879.02 m3/h48.28 t/h 转转化化计计算算烟气量：mh200000 烟气成分组成S

13、O2O2N2V%8.00%9.80%82.20%各段累计转化率及进口温度段数一二三四转化率62.50%85.00%92.50%99.50%进口温度 430455440425换热器传热系数28一吸来的烟气温度82 SO2鼓风机来的烟气温度95表表1转转化化器器热热量量平平衡衡段数气体进口反应热气体出口温度热量KJ温度一段43011977314142046105573.35二段455127714434.998三段4401234575785075258.8 456.84四段425101214007.7 4740491.5 444.0767040084表表2转转化化器器触触煤

14、煤层层温温度度：一段温度二段温度三段温度进口出口进口出口进口430573.35455504.98440表表3换换热热器器进进出出口口温温度度分分布布换热器SO2进口温度SO2出口温度SO3进口温度SO3出口温度322.08438569.35459换热器SO2进口温度SO2出口温度SO3进口温度SO3出口温度361.09431500.98444换热器SO2进口温度SO2出口温度SO3进口温度SO3出口温度82327.08451.84217.11换热器SO2进口温度SO2出口温度SO3进口温度SO3出口温度95365.09439.07194.62表表4换换热热器器面面积积换热器换热器换热器换热器面

15、积2095.931915.703993.264671.18SO3冷却器空气温度变化16095SO3冷却器传热系数28预计三换SO3气体出口温度180 预计四换SO3气体出口温度160 冷却器2换热量8191682.73 kj/hF=1448.88冷却风量177240 Nm3/h冷却器1换热量10366475.5 kj/hF=1259.92冷却风量192600 Nm3/h 热量KJ161819245.9 142892663.3 128532836.7 105954499.2 转转化化计计算算表表1转转化化器器热热量量平平衡衡气体出口表表2转转化化器器触触煤煤层层温温度度：四段温度出口进口出口45

16、6.84425444.07三段温度m2m2 一一硫硫二二系系统统净净化化工工艺艺计计算算一一、净净化化物物料料衡衡算算1、计计算算数数据据空塔入口烟气流量：80000Nm3/h空塔入口压力：50Pa（0.375mm汞柱）填料塔入口压力：450Pa（3.38mm汞柱）一段电雾入口压力：1600Pa（12mm汞柱）一段电雾出口压力：2300Pa（17.3mm汞柱）增湿塔出口压力：3100Pa（23.3mm汞柱）出净化气体压力：3800Pa（28.5mm汞柱）入空塔炉气温度：250出空塔气体温度：56出填料塔气体温度：31出净化气体温度：31净化收率:93%净化漏风率:10%2 2、炉炉气气成成分分

17、SO2 5.5%(196.4kmol/h)SO3 0.05%(1.78kmol/h)CO2 4.2%(150kmol/h)O2 8.0%(285.7kmol/h)N2 81.85%(2923.2kmol/h)干气合计:3557.08kmol/hH2O：0.4%(14.3kmol/h)湿气合计:3571.38kmol/h尘:0.5g/Nm33 3、酸酸雾雾除除去去部部位位比比例例空塔：30%填料塔：20%一级电雾：40%二级电雾：10%注：空塔绝热蒸发，填料塔设板式换热器，热量由板式换热器移走。（一一）、净净化化尘尘平平衡衡1、 进入净化总尘量 0.580000=40kg/h2、 污水含尘量 假

18、定尘在空塔阶段全部除掉（即出塔气体含尘0g/m3）。固态尘与溶解态尘各占50%，净化塔循环酸量含固为1g /m3。净化只设一个污酸排放放点，即沉降槽锥底排污口。污酸中氟、砷含量较低，污酸排放量由尘平衡决定，排放污酸含固量取5kg/m3。则:污水排放量为 4010350%/（51000）=4m3/h净净化化工工段段尘尘平平衡衡示示意意图图（二二）、净净化化硫硫平平衡衡1、进入净化总硫量SO2+SO3=196.4+1.78=198.18kmol/h2、净化硫损失（净化收率93%）198.18(1-93%)=13.87kmol/h3、出净化含硫量198.18-13.87=184.31kmol/h4、

19、净化污水酸浓度及其含量污水酸浓度:1.7898/4000=4.3% 其中:SO3、142.4kg/h； H2O、4000-142.4=3857.6kg/h( (三三) )、净净化化工工段段水水平平衡衡1、出净化炉气含水设出净化温度为31，100%饱和出净化炉气压力为-3800Pa，即-28.5mm汞柱1%H2SO4蒸汽分压:4.49kPa，即33.69mm汞柱 出净化炉气含水： (3557.08-13.87-1.78)(4.49630760)/ (101.3-4.49630760-3.8)=140.56kmol/h=2530kg/h (金昌大气压630mm汞柱)2、入净化炉气含水14.318=

20、257.4kg/h3、全部SO3生成4%稀硫酸所需水量 3857.6kg/h4、净化工段需补充水量2530+3857.6-257.4=6130.2kg/h( (四四) )、空空塔塔物物料料计计算算1、入塔气体含水 257.4kg/h2、出塔气体含水出塔气体温度为56，4%H2SO4蒸汽分压为15.82kPa， 出塔压力为-450Pa 3541.4315.82(630/760)(101.3-15.82630760-0.45) =529.6kmol/h=9532.8kg/h3、空塔蒸发水量9532.8-257.4=9275.4kg/h4、空塔喷淋酸量空塔喷淋密度Psp=12.018.0m3/m2h

21、，取16则：喷淋酸量Q=5.620.78516=393.9m3/h 取400m3/h 即上酸量:Q=400000kg/h5、空塔除去的酸雾量SO3: 1.788030%=42.72kg/h H2O:42.72(8098)30%-42.72=131.72kg/h 计: 30%酸雾的量为 42.72+131.72=174.44kg/h6、出空塔30%酸雾中含SO3与H2O的量 SO3: 1.7880-42.72=99.68kg/hH2O:99.6880/9830%-99.68=307.18kg/h 计: 30%酸雾的量为 99.68+307.18=406.86kg/h7、空塔酸浓度(即污水酸浓度)

22、1.7898/4000=4.3%8、串入稀酸量（由动力波串入空塔循环槽）在填料塔除下的酸雾生成稀酸后串入空塔循环槽，两级电除雾除下的酸雾生成稀酸后也串入空塔循环槽。串入稀酸量=3857.6+9275.4+99.68 =13232.68kg/h ( (五五) )填填料料塔塔物物料料衡衡算算1、入填料塔烟气带水 9532.8kg/h2、出填料塔烟气带水出填料塔烟气温度为31，100%饱和出填料塔炉气压力为-1600Pa H2SO4蒸汽分压:4.49kPa 出填料塔炉气含水： 3541.43(4.49630760)/(101.3-4.49630/760-4.1) =137.33kmol/h=2472

23、kg/h3、填料塔冷凝水量9532.8-2472=7060.8kg/h4、填料塔淋洒酸量 填料塔喷淋密度为1418m3/m2h，考虑填料塔与空塔塔径一样，取16m3/m2h填料塔淋洒酸量： Q=5.620.78516 =393.9m3/h 取400m3/h 5、在填料塔除去酸雾量 SO3:1.788020%=28.48kg/h H2O: 28.48(80/98)15%-28.48=204.11kg/h 计除去酸雾量: 28.48+204.11=232.59kg/h注:在两级电除雾中除去的酸雾都串入填料塔，再串入动力波，最后串入空塔循环槽。6、入电除雾酸雾中含SO3与H2O量 SO3:1.788

24、050%=71.2kg/h H2O: 71.2(80/98)20%-71.2=510.3kg/h 计20%酸雾: 71.2+510.3=581.5kg/h7、填料塔喷淋酸浓度174.470%13232.680.0098、串入稀酸量（由电除雾串入填料塔）在电除雾除下的酸雾生成稀酸后串入填料塔循环槽。串入稀酸量=3857.6+9275.4-7060.8+142.450% =6143.4kg/h( (七七) )、空空塔塔循循环环槽槽物物料料计计算算1、上塔喷淋量 Q=400103=400000kg/h2、回循环槽量400000-9275.4+142.430%=390767.32kg/h3、排污量40

25、00l/h4、串入稀酸量 13232.68kg/h 二二、净净化化热热量量衡衡算算（一一）、空空塔塔1、带入空塔入口热量Q入a、烟气带入热量q1(kcal/h)烟气温度为250，此时热容量Cp：（kcal/kmol）SO2:10.48SO3:13.93O2:7.23N2:6.97CO2:9.84H2O:8.15各气体带入热量:(kcal/h)SO2: 196.410.48250=514568SO3: 1.7813.93250=6198.85O2: 285.77.23250=516402.75N2: 2923.26.97250=5093676CO2: 1509.84250=369000H2O:

26、14.38.15250=29136.25q1=514568+6198085+516402.7+5093676+369000+29136.2=6528981.9 kcal/hb、SO3变成硫酸的生成热q2(kcal/h)SO3(气)+ H2O(汽)H2SO4(气)+29830kcal/kmolH2SO4(气)H2SO4(液)+11980 kcal/kmol100%H2SO48.4%H2SO4+QQ=n217860/(n2+1.7983)- n117860/( n1+1.7983)n2 、n1浓度分别为C2、C1时每mol H2SO4所含水的摩尔数n2=（91.6/18）/（8.4/98）=59.

27、4n1=（0/18）/（100/98）Q=59.417860/(59.4+1.7983)-0 =17440.3(kcal/kmol)则:q2=1.78(29830+11980+17440.3) =105465.5(kcal/h)Q入= q1+q2 =6634448.4 (kcal/h)2、空塔出口烟气带出热量Q出空塔出口烟气温度为56，100%饱和56时热容量Cp：（kcal/kmol）SO2:10O2:7.04N2:6.82CO2:9.18H2O:7.8430%酸雾:0.763(kcal/kg)各气体带出热量:(kcal/h)SO2: 196.41056=109984O2: 285.77.0

28、456=112634.4N2: 2923.26.8256=1116428.5CO2: 1509.1856=77112H2O: (9532.8/18)7.8456=232515.630%酸雾:(99.68+307.18)0.76356=13224.9Q出=109984+112634.4+1116428.5+77112+232515.6+13224.9=1661899.4 (kcal/h)3、喷淋酸带入热Q喷 Q喷=4000000.957t(kcal/h)4、出塔酸带走热Q出塔 Q出塔=(400000-9275.4)0.957t(kcal/h)5、蒸发吸收热量Q蒸发=9275.42360/4.19

29、=5224330.35、热损失Q损，设热损失为炉气总入热的3% Q损=6634448.43% =199033 (kcal/h)根据热量守恒定律: Q入+Q喷-Q损=Q出+ Q蒸发+Q出塔 解得 t=51故空塔绝热温度为51；因为绝热，其喷淋酸温亦为51。（二二）、空空塔塔循循环环槽槽1、入空塔循环槽带入热量Q入Q入=(400000-9275.4)0.957512、出空塔循环槽带走热量Q出Q出=4000000.957513、空塔循环槽串酸带入热量Q串Q串=13232.68t4、循环槽内酸与串酸混和热Q混 因M入M串,Q混05、排污酸带走热量Q排Q排=40000.95751根据热量守恒定律: Q入

30、+Q混+Q串=Q出+ Q排13232.68t=9275.40.95751+40000.95751 t=49 即串入酸t=49（三三）、填填料料塔塔1、热衡a、填料塔入口烟气带入热量q1(kcal/h)1661899.4 (kcal/h)b、烟气带出热量q2(kcal/h)填料塔出口烟气温度为31，100%饱和31时热容量Cp：（kcal/kmol）SO2:9.88O2:6.97N2:6.78CO2:9.11H2O:7.8215%酸雾:0.738kcal/(kg)各气体带出热量:(kcal/h)SO2: 196.49.8831=60153.4O2: 285.76.9731=61732N2: 29

31、23.26.7831=614393.2CO2: 1509.1131=42361.5H2O: (2538/18)7.8231=34181.2215%酸雾:(56.96+408.01)0.73831=10736.6q2=60153.4+61732+614393.2+42361.5+34181.22+10736.6 =823557.9(kcal/h)c、水蒸气冷凝热q3(kcal/h) 31时水蒸气冷凝热2430KJ/kg 7060.82430/4.19 =4094926.97(kcal/h)d、出塔酸带走热q4 q4=q1+q3-q2 =1661899.4+4094926.97-823557.9

32、=4933268.47(kcal/h)e、出塔酸温： 入塔酸温取31，比热：0.997kcal/(kg) 出塔酸量400000+4863.6+142.420%=407089.28kg/h 出塔酸温升: 4933268.47/404884.95=12 则: 出塔酸温31+12=432、需用板式换热器面积、循环冷却水量酸温：4331水温：3626 t1=7 t2=5t=t1-t2/ln（t1/t2） =2/ln（7/5） =6阿法拉法稀酸板式换热器换热系数k取4500 w/m2则：F=Q/kt =4933268.47360045006(4.181000) =212m2 循环冷却水量:W=Q/Ct2

33、 =4933268.47/（0.99710） =494811.3kg/h 取500m3/h三三、设设备备计计算算1 1、空空塔塔 （内径5600）入口气温 ：250出口气温 ：56入口压力：-50Pa（-0.375mm汞柱） 出口压力：-450Pa（-3.38mm汞柱） 入口气量:80000Nm3/h 工况气量:80000428/273630/630-(0.38+3.38)/2=125796.6m3/h=34.9m3/s则:空速为34.9/5.620.785 =1.44m/s2 2、填填料料塔塔（内径5600）a、入口气温 ：56出口气温 ：31入口压力：-450Pa（-3.38mm汞柱） 出

34、口压力：-1600Pa（-12mm汞柱） 入口气量:(3541.43+9532.8/18)22.4 =91191.07Nm3/h工况气量:91191.07316.5/273630/630-(3.38+12)/2=107027.9m3/h=29.73m3/s则:空速为29.73/5.620.785 =1.21m/sb、填料高度 填料高度与塔径的关系： 50005500时，H填/D=1.21.5 60006500时，H填/D=1.01.2 取1.1 H填=5.61.1=6.16 取6m3 3、电电除除雾雾器器(一段)空速 入口气温 ：31出口气温 ：31入口压力：-1600Pa（-12mm汞柱）

35、出口压力：-2300Pa（-17.3mm汞柱） 入口气量:(3541.43+2472/18)22.4 =82404.3Nm3/h 考虑5%漏风，则气量: 82404.31.05=86524.5Nm3/h 工况气量:86524.5304/273630/630-(12+17.3)/2 =98643.8m3/h =27.4m3/s 则:空速(采用330型两台并联)为: 27.4/(3300.2520.7852) =0.85m/s4 4、净净化化循循环环槽槽a、高度一般在2.53.5m之间，取3mb、容积一般采用循环酸量的20%30%，取23%则：V容=35023% =80.5m3 取80m3四四、工

36、工艺艺管管道道计计算算1 1、大大烟烟道道直直径径(内径2500）进入大烟道总气量：60000+80000=140000Nm3/h高温炉气速度为1220m/S，取15m/S工况气量：140000 （273+250）/273 =268205.13Nm3/h烟道直径:D2=268205.134/(3600153.14) D=2.49m 故:大烟道不存在问题气速: 268205.13/3600/(2.520.785) =15.19m/s2、空空塔塔入入口口烟烟道道(内径1700）气量：80000Nm3/h压力：-50Pa（-0.375mm汞柱）工况气量：80000（273+250）/273650/（

37、650-0.385）=152350.9m3/h=42.6 m3/s气速:42.6 /(1.720.785)=18.78 m/S3、 空空塔塔出出口口烟烟道道(内径1400)气量：(3541.43+9532.8/18)22.4 =91191.07Nm3/h压力：-450Pa（-3.38mm汞柱）工况气量：91191.07（273+56）/273630/（630-3.38）=110489.7m3/h=30.7m3/s气速:30.7/(1.420.785)=19.95m/S4、填填料料塔塔入入口口烟烟道道(内径1400)气量:(3541.43+9532.8/18)22.4 =91191.07Nm3/

38、h压力：-450Pa（-3.38mm汞柱）工况气量：91191.07（273+50）/273630/（630-3.38）=110489.7m3/h=30.7m3/s气速:30.7/(1.420.785) =20m/S5、填填料料塔塔出出口口烟烟道道(内径1400)气量: (3541.43+2472/18)22.4 =82486Nm3/h 压力：-2300Pa（-17.3mm汞柱）工况气量：82404.3（273+31）/273630/（630-17.3）=94344.8m3/h=26.2m3/s气速:26.2/(1.420.785) =17m/S6、一一段段电电雾雾出出口口烟烟道道(内径140

39、0) 入口气量:3541.43+（2472-142.440%）/1822.4 =82333.4Nm3/h 考虑5%漏风，则出口气量: 82333.41.05=86450.07Nm3/h 工况气量： 86450.07（273+31）/273630/（630-17.3）=98984.9m3/h =27.5m3/h 气速:27.5/(1.420.785) =17.9m/S7、二二段段电电雾雾出出口口烟烟道道(内径1400) 气量: 3541.43+（2472-71.2）/1822.4 =82315.7Nm3/h 压力：-3800Pa（-28.5mm汞柱） 工况气量：82493.2（273+31）/2

40、73630/（630-28.5）=96006m3/h考虑10%漏风，则气量: 960061.1 =105606.6Nm3/h =29.3m3/s 气速:29.3/(1.420.785) =19.0m/S8 8、填填料料塔塔至至空空塔塔循循环环槽槽串串酸酸管管线线串酸量:13232.68kg/h D2=13.23600/0.785 D=0.068m取1.2的富裕系数，则为0.08m选内径为80的玻璃钢管9 9、空空塔塔、填填料料塔塔上上酸酸管管线线 上塔酸量:400m3/h（或0.11m3/s） 泵出口至塔顶流速一般为1.01.6m/S，取1.4m/S 则:上酸管线D上酸2=0.11/(0.78

41、51.4) =0.318m 取350内径的玻璃钢管1010、空空塔塔、填填料料塔塔回回酸酸管管线线 回酸量:400m3/h（或0.11m3/s） 回酸流速一般为0.30.6m/S，取0.6m/S 则:回酸管线D回酸2=0.11/(0.7850.6) D=0.483m 选内径为500的玻璃钢管（回酸口为500）1111、冷冷却却水水管管线线 冷却水量:500m3/h（或0.14m3/s） 冷却水流速一般为0.81.5m/S，取1.2m/S 则: 冷却水管线D2=0.14/(0.7851.2) =0.386m 选425钢制管道1212、电电雾雾冲冲洗洗槽槽至至填填料料塔塔循循环环槽槽串串酸酸管管线

42、线 取内径为80的玻璃钢。干吸工艺计算一、计算工艺参数选择：干燥烟气入口温度t=34 干燥烟气入口压力：4.5kpa干燥烟气出口含水0.1g/Nm3干燥烟气出口温度50一吸烟气入口温度200一吸烟气出口温度80二吸烟气入口温度160二吸烟气出口温度70二、进干吸各塔的烟气二、生产98%硫酸的硫水平衡1、进一吸塔SO3变为98%硫酸需水量763.39981000=74.775（吨）合98%76.3吨其中水： 76.3（10.8）=15.26(t/h)2、进二吸塔SO3变为98%硫酸需水量64.74981000=6.47(t/h)其中水： 6.47（10.8）=1.29(t/h)3、成品硫酸需水量

43、：15.261.29=16.55(t/h)外加水：16.5510.861=5.689(t/h)三：干吸串酸量：93%与98%硫酸对串设:93%到98%为X/h, 98%到93%为y/h 由水平衡 1086120%y=(175.92%)x 由SO3平衡80%y=75.92%x y=202.38 t/h x=213.26 t/h四：干燥塔及其循环槽的物料计算1、进干燥塔水量604.44kmol/h2、出口含水1.05 kmol/h3、循环酸量（喷淋密度20M3/h ） 五：塔热量计算1、炉气带入热量Q1(t=34)9781544.32kj/h2、水的冷凝热：t=3410861.022420.4=2

44、6288012.81 kj/h3、 如 塔 酸 带 入 热 ： t=45 93%硫酸热焓为70.55 kj/密度为1.8024 Q=10001.8024100070.55=127159320 kj/h4、炉气带出热量（t=50） SO2: 829.7741.7=34601.41O2: 1007.5429.41=29737.92N2: 6424.8228.49=183043.12CO2: 207.1238.41=7956.51 255338.96 Q=12766948 kj/h5 、上塔酸的稀释热 出塔酸浓度：X=0.924 93%稀释微分热1614.8 kj/H2O Q5 =10861.021

45、614.8=17538375.1 kj/h6、98%串来98%酸带入热（t=60）I=89.2 kj/89.2202038=18021789.6 kj/h7、混合热（92.4%与98%混合成93%）n1=(7.6/18)/(92.4/98)=0.4478 q1=14908kj/kmoln2=(2/18)/(98/98)=0.111 q2=4353.86 kj/kmoln3=(7/18)/(93/98)=0.41 q3=13900 kj/kmolm1=17104.4 kmol m2=2020.38 kmolQ7=(17104.42020.38)139002020.384353.8617104.4

46、14908=2045595.1 kj/h8、泵入口酸温Q8=Q1Q2Q3Q4Q5Q8=188067688.9 kj/h I=93.3t=58.9 六、换热量、换热面积及冷却水量计算1、换热量Q=(93.370.55)(1802.41000202038) =45600964.5 kj/h =12666934.58w2、冷却水量 W=45600964.584.181000=1363.7M33、冷却面积F=634.93 取680（K=1000W） 七、一吸塔计算1、炉气带入热量Q1（t=200）Q1=259587.05200=51917410 （kj/h）2、如塔酸带入热Q2（t=75 I=113.

47、05 kj/）9601783.4113.05=193548835.2 (kj/h)3、炉气带出热Q3（t=80）15959054.25(kj/h)4、吸收反应热Q4763.398019.6580.357073=105637176.6 （kj/h)5、98%到98.81%浓缩热Q5Q5=（-1）17834000.98（37.2618.589）0.81 =-26431842.38 （kj/h）6、93%酸串来93%带入热（t=45）Q621326070.55=15045493（ kj/h）7、加水带入热（t=25）Q7 43994.17425=458595.75 （ kj/h）8、混合热Q8a、加

48、水放出热43991791.5=7880808.5（ kj/h） （1） 回流硫酸量计算（设浓度降低2%）1吨98%酸稀释到96%需加水量：9800.961000=20.83 439920.83=211.18（吨） 118.4(m3/h) （2）混酸器出口酸温计算 I=（458595.757880808.5113.05211180）（4399211180） I=149.43 （kj/） t=95.24b、93%与98.81%混合成98%酸，每吨98.81%酸需配入93%（0.98810.98）（0.980.93）=0.162 生成98%酸1.162前：988.122.14162130.210.9

49、3=41493.97后：166237.2630.98=42433.61实际热效应 213260162（42433.6141493.97）=1236960.66混合热：Q8=7880808.51236960.66=9117769.169、泵入口酸带出热 Q8Q7Q6Q5Q4Q3Q2Q1=357208282.1 kj/h I=166.9 (kj/) t=106.7 Q换=（166.9-113.05）（178340076300211180+202038）=122396634.3 kj/htm=58.85 K=900F=642 取650m210、冷却水量：122396634.384.181000=36

50、60（M3）八、二吸塔计算1、烟气带入热量Q1（t=168）Q1=36098697.6 （kj/h）2、如塔酸带入热Q2（t=60 I=89.2 kj/）10001797.889.2=160363760 (kj/h)3、炉气带出热Q3（t=65）13582862.8(kj/h)4、吸收反应热Q4763.398019.9480.067013=9046406.3 （kj/h）5、98%到98.07%浓缩热Q5Q5=（-1）17978000.98（37.2618.589）0.07 =-2302677.25 （kj/h）6、98%酸串来98%带入热（t=75）Q676300113.05=8625715

51、（ kj/h）7、加水带入热（t=25）Q7 12904.17425=134611.5 （ kj/h）(1):回流酸量计算（浓度降低1%）1吨98%稀释到97%需加水量：9800.971000=10.31 129010.31=125.12（吨） 69.6(m3)(2)混酸器出口温度计算 I=(134611.5231103589.2125120) （1290125120） I=107.63 （kj/） t=71.18、混合热Q812901791.5=2311035（ kj/h）9、泵入口酸带出热 Q8Q7Q6Q5Q4Q3Q2Q1=211855389 kj/h I=95.95 (kj/) t=64

52、.24 Q换=（95.95-89.2）（179780082770202380125120）=14904473kj/htm=30.12 K=800F=171.8 取20010、冷却水量1490447384.181000=445（M3）九、成品酸1、产 93%酸水有成品酸罐加入 1吨98%酸稀释成93%酸需水53.76需从外加水53.7682.77=4450/h2、放出热1707.154450=7579017.5Kj/h3、需冷却水量（t=8）w=226m3/h十、成品酸循环系统热量计算1、98%酸带来热（t=60 I=89.2 Kj/） 89.282770=7383084 （Kj/h）2、加水带

53、入热（t=25）4.18254450=465025（Kj/h）3、稀释热7579017.5（Kj/h）4、成品酸带走热（t=40）62.4(827704450)=5442528（Kj/h）5、需移走热量 Q5=Q1Q2Q3Q4=9984598.5（Kj/h）6、需冷却水量 w=300m3/h十一、冷却器选择（成品酸泵200m3/h）1、换热器出口酸带出热Q162.42001807.4=22556352 （Kj/h）2、换热器入口酸带入热Q2=Q1Q5 I=90.02 (Kj/)t=56.93、冷却面积(K=2000W)t=16.45 F=84.3 取100 十二、工艺管线计算1、成品酸输送管（

54、v=1.2m/s）D2=48.31.236000.785 D=0.119 取0.12 2、上塔酸管线（v=1.5m/s）D2=10001.536000.785 D=0.485 取0.5003、一吸串二吸 D2=42.41.536000.785 D=0.100 取0.1204、干燥串一吸D2=119.61.536000.785 D=0.167 取0.2005、一吸串干燥 D2=112.31.536000.785 D=0.162 取0.200五、设计条件：入系统气体：组成SO2O2N2V%8.09.882.2100最终转化率：95.5%工艺流程：要求采用两次转化一转一吸：97.598.5%二转二吸

55、；99.599.9%第第二二章章设设计计内内容容一一、流流程程选选择择1、以前，用一转一吸法生产硫酸，该法转化率只能达到97.5%98.5%，因而尾气中SO2中含量过高，若排放则污染大气，必须进行尾气吸收，消耗成品硫酸，增加投资费用，两转两吸食接触法制硫酸的新工艺，其最终转化率可达99.5%99.9%，提高了硫的利用率，减低了尾气中SO2的含量，利于环境保护。2、目前，国内生产硫酸的二次转化流程有：（1）催化剂层为、3+1换热流程（2）催化剂层为、3+1换热流程（3）催化剂层为、3+1换热流程（4）催化剂层为、2+2换热流程（5）催化剂层为、3+2换热流程（6）催化剂层为、3+2换热流程3、由

56、设计任务确定，采用催化剂层为：3+的、的换热流程的转化器二二、Cat的的选选择择由于SO2+1/2O2=SO3不但在常温下而且在较高温度下反应速度也很慢，只有采用加入催化剂而加快反应速度，从而在工业上具有生产应用价值，二氧化硫氧化反应催化剂有钠、氧化铁及钒等，但由于钠、氧化铁在高温下才具有活性，可是反应温度不受反应平衡的限制、转化率一般比较低，工业上不采用这两种催化剂，钒Cat具有活性高、热稳定性和机械强度、抗毒性好、价格便宜等优点，因此，目前在硫酸工业中均采用钒Cat，钒Cat以五氧化二钒（V2O5含量612%）作为活性主体，以氧化钾或氧化钠作为催化剂，以二氧化硅作为载体国产S101型钒催化

57、剂具有净化度指标好，操作温度和气汇控制稳，转化率高，使用寿命长等优点，因此选用S101型催化剂。S101型钒催化剂主要性能：外型：圆柱形颗粒尺寸mm:堆积密度kg/L0.60。65假密度kg/L1.14真密度kg/L2.29颗粒空隙率0.424空隙率0.5比表面m2/g36强度1.5105kg/m2起燃温度410420操作温度425600最高操作温度600使用额L/clT220240使用情况：平均寿命用寿命大于五年，国内广泛使用。三三、Cat用用量量及及分分配配生产能力80000/330=266.67T/d266.67100022.4/（24980.9950.08）=29005.05Nm3/h

58、催化剂的用量（填充量），目前国内一般使用指标如下：一次转化：210240L/t酸d二次转化：210271L/t酸d分配比例一般如下%四四、温温度度选选定定1、由于使用S101型钒Cat，要求最高温度小于600，否则，催化剂将被烧坏而失去活性，Cat起燃温度为420，因此各段气体进口温度要求大于420，才能使Cat具有活性。生产中以总结了比较丰富的经验，考虑到点燃催化剂的速度和操作弹性，无论SO2气体浓度如何，根据经验值，选择温度如下：一段进口：430三段进口：440四段进口：425第二段催化剂层进口温度至关重要，因二段对转化率和转化速度要求比较高，一般选取较高速度转化，因而温度较高些，现选二段

59、进口温度为455，若有不适，再行调整。2、冷SO3气体进入换热器的温度均为50具体分布另定3、最适宜温度计算示例Tm=4905/lg（1-x） （b-0.5xa）/(100-0.5xa) +4.937见无机物工艺书式3-32取x=60%把a=8%,b=9.8%带入 Tm=734k=461 第第三三章章转转化化的的物物料料衡衡算算一一.进进转转化化器器一一段段多多体体量量及及成成分分SO2=29005.05890/22.4=103.59Kmol=103.5964=6629.73Kg=103.5922.4=2320.42Nm2O2=103.599.8/8=126.90Kmol=126.932=40

60、60.73Kg=126.922.4=2842.56Nm3N2=103.5982.2/8=1064.39Kmol=1064.3928=29802.84Kg=1064.3922.4=23842.34Nm3二二.出出一一段段多多体体量量及及成成分分多段累计转化率及进口率段数一段二段三段四段SO2=103.59（1-0.625）=38.85Kmol405=38.8564=2486.16Kg=38.8522.4=870.24Nm3SO3=103.590.625=64.74Kmol=64.4780=5179.5Kg=64.7422.4=1450.18Nm3O2=126.90-64.74/2=94.53Km