本科生毕业论文（设计）

1、浙江大学2011届本科毕业论文（设计）本 科 生 毕 业 论 文（设计）废硫磺焚烧尾气和含硫化氢、有机硫及有机胺等恶臭气体治理工程设计A process design of treating exhaust gas of sulphur incineration, hydrogen sulfide, organic sulfur and amines姓名与学号 夏银锋 3071401058 指导教师 金一中 副教授 年级与专业 2007级 环境工程0702 所在学院 环境与资源学院 2011年06月20日ii浙江大学2011届本科毕业论文（设计）废硫磺焚烧尾气和含硫化氢、有机硫及有机胺等恶臭气

2、体治理工程设计摘要：化工厂排放的废气未经处理进入大气，会对周边环境造成严重的污染。本次设计主要针对一家荧光增白剂生产企业在荧光增白剂OB-1的生产过程中排放的硫化废气和废硫磺，进行科学、合理、适当地处理，并从硫化废气的吸收液中回收硫化钠，利用废硫磺焚烧制亚硫酸钠。该化工厂需要处理的主要废气为硫化氢，同时产生大量的硫磺残渣，两者均为OB-1硫化阶段的产物。根据废气和废渣的理化性质及工厂的具体情况，确定选用的处理工艺是，对反应釜产生的硫化废气先用碱液在四级降膜吸收器中进行吸收，之后与无组织排放废气一起进入旋流板塔吸收，达标后排放，第一级降膜吸收器排出的吸收液被送往回收硫化钠及废硫磺；收集、干燥后的

3、废硫磺在熔硫之后送入焚烧室焚烧，尾气用碱液在吸收塔中吸收，吸收液送往回收制亚硫酸钠。关键词：荧光增白剂、硫化废气、废硫磺、焚烧、吸收Abstract: The untreated waste gas from chemical plants will cause serious pollution in surrounding environment when it is emitted into atmosphere directly. This design is aimed to treat the sulfide gas and waste sulfur that produced i

4、n the production process of OB-1 of an FWA manufacturer scientifically, reasonably and properly, and recycle Sodium Sulfide and Sodium Sulfite meanwhile.Hydrogen Sulfide which is the main waste gas that needed treatment of this chemical plant, together with large quantity of waste sulfur are both fr

5、om Curing stage.According to the physical and chemical properties of waste gas and waste solid and the particular case of the factory, the process selected is as follows. Waste gas generated in the reactor is absorbed by lye in the falling film absorber firstly, and then is transported with unorgani

6、zed emissions into cyclone tower, finally is emitted into atmosphere after it reached emission standard, the absorption solution emitted from the first class of falling film absorber is used to recycle Sodium Sulfide; the waste sulfur is transported into incinerator after collection and drying, exha

7、ust gas is absorbed by lye in the cyclone tower, and the absorption solution is used to produce Sodium Sulfite.Key words: FWA, sulfide gas, waste sulfur, burning, absorption1 绪论1.1 前言化工行业是我国国民经济中的基础性行业，特别是我国正处在工业化阶段，未来对化工产品的需求仍将保持较高速的增长，化工行业在国民经济中的地位也将会不断提高。但同时化工行业也是耗能和污染大户，随着国家对于环保的重视以及国民环保意识的觉醒，化工

8、行业在节能减排方面压力将越来越大。荧光增白剂是一种无色的荧光染料，是染料工业的一个重要分支。它的特性是能激发入射光线产生荧光，使所染物质获得类似荧石的闪闪发光的效应，使肉眼看到的物质很白，达到增白的效果。荧光增白剂的分类有很多，其中OB-1是一种常见的荧光增白剂。在荧光增白剂OB-1的生产过程中排放的废气主要有硫化氢（H2S）、二甲苯、三氯苯和甲醇，在硫化脱氢部分还会产生废硫磺。这些废气会刺激人体的呼吸系统，引起咳嗽、胸闷、头晕等症状，而且硫化氢具有恶臭，影响人的感官和情绪。因此对化工企业排放的废气选择经济、安全、有效的治理工艺进行处理外，也必须要对化工厂从生产原料的投料开始到产品生产完成进行

9、分析，对整个生产过程的废气收集、治理工程进行设计。对收集以后的有组织排放废气进行治理，达到国家有关排放标准以满足环境保护工作的要求。此外，荧光增白剂OB-1生产过程中产生的废硫磺也是需要处理的废弃物。硫磺为淡黄色脆性结晶或粉末，有特殊的臭味，属于易燃固体，所以需要予以妥善的处理。而硫磺可以作为很多化工产品的原料，所以采用回收再利用，是一种比较理想的处理方式。本设计以一家生产荧光增白剂的化工企业作为设计客体，对其生产过程中产生的硫化废气、废渣进行综合治理。1.2 概述根据设计任务书的要求，选取了一家生产荧光增白剂的企业。该厂的主要产品为荧光增白剂OB-1、ER和CBS-X，而主要问题出现在OB-

10、1的硫化废气的处理，在该产品生产过程中会产生废硫磺以及硫化氢、有机硫等恶臭气体，影响周围大气环境。该公司目前采用两级碱吸收处理硫化废气，效果不甚理想，所以需要对现有的硫化废气处理系统进行改建，进一步减少废气排放量，改善周边的大气环境，尤其是要确保恶劣气象条件下对周边大气环境的保护。通过对该企业的生产进行调查，根据废气排放源强，设计选择科学、经济、安全的处理工艺，实现废气的达标排放和对废硫磺的回收利用。1.3 设计参数及依据OB-1项目反应分三个单元：邻氨基苯酚生产单元、4-甲基苯并噁唑生产单元及OB-1生产单元。邻氨基苯酚生产单元的反应方程式如下： NaClH20 NaOHONCl水解ONOH

11、 Na2SO4 Na2SONOHNH2OH4-甲基苯并噁唑生产单元的反应方程式如下：COOHNH2OH+催化剂ONCCH3CH3OB-1生产单元的反应方程式如下：ONCCH3+2S+2H2S2邻氨基苯酚生产的原理为：邻硝基氯苯在高温高压下，在碱性条件下水解反应生成邻硝基苯酚，再用硫化钠还原制得。该单元的工艺流程如图1.1：水解反应邻硝基氯苯NaOH重结晶中和成 品碳酸氢钠过滤脱色活性碳脱色还原合成乙醇回收乙醇溶 解硫化钠烘干图1.1 OB-1项目 邻氨基苯酚生产单元工艺流程图4-甲基苯并噁唑生产的原理为：将对甲基苯甲酸与邻氨基苯酚在催化剂作用下，于210220条件下脱水缩合，再经减压蒸馏纯化，

12、于乙醇中重结晶即可制得。该单元的工艺流程如图1.2：邻氨基苯酚对甲基苯甲酸缩合反应减压蒸馏重结晶分离脱水图1.2 OB-1项目4-甲基苯并噁唑生产单元工艺流程图乙醇成品烘干脱水OB-1的生产原理为：将4-甲基苯并噁唑与硫磺混匀，升温至260270，硫化脱氢，即可生成。该单元的工艺流程如图1.3：图1.3 OB-1项目OB-1生产单元工艺流程图4-甲基苯并恶唑硫化脱氢硫磺H2S溶解抽滤脱水二甲苯洗涤脱水二甲苯精制脱水醇洗脱水烘干脱水粉碎脱水成品包装甲醇三氯苯该企业的OB-1年产量为2000吨，根据物料衡算得出的废气源强见表1.1。1.4 执行的排放标准本项目生产工艺排放的废气主要为H2S废气及醇

13、类、苯类等有机溶剂。废气排放执行大气污染物综合排放标准(GB16297-1996)中新污染源的二级标准，见表1.2；恶臭气体执行恶臭污染物排放标准(GB14554-93)的二级标准，详见表1.3；对于这两个标准中没有的物质，执行工作场所有害因素职业接触限值化学有害因素(GBZ2.1-2007)中的短时间容许接触浓度，见表1.4。表1.1 OB-1生产的废气排放量估算表序号产污工序主要污染因子发生时间h产生量kg/批平均kg/h最大kg/h1硫化H2S16990621242硫磺粉尘16800501003二甲苯16201.252.54洗涤二甲苯351.675精制三氯苯351.676醇洗甲醇284.

14、07母液回收二甲苯581.39三氯苯551.010甲醇571.4表1.2 大气污染物综合排放标准序号污染物最高允许排放浓度mg/m3排气筒高度m最高允许排放速率kg/h无组织排放监控浓度限值，mg/m3甲醇190155.112208.6二甲苯70151.01.2201.7三氯苯60150.520.40200.874颗粒物120153.51.0205.9表1.3 恶臭污染物排放标准限值序号污染物厂界标准，mg/m3排气筒高度，m排放标准，kg/h硫化氢0.06150.33200.58臭气浓度20152000（无量纲）206000（无量纲）表1.4 工作场所化学有害因素职业接触限值标准序号污染物M

15、AC，mg/m3PC-TWA，mg/m3PC-STEL，mg/m31硫化氢10注：PC-TWA：时间加权平均容许浓度；PC-STEL：短时间接触容许浓度；MAC：最高容许浓度。1.5 废气的排放浓度由于废气主要来自硫化阶段，所以将洗涤、精制、醇洗和母液回收阶段的阶段产生的废气统一收集后并入到硫化阶段的废气中一起进行处理。三种废气所需的去除效率按下式计算（以最低排气筒标准计）按照气量及排放量计算，得到硫化氢的最大排放浓度为124/91.1=1.36 kg/m3。相当于0.09087MPa。按照排放速率要求计算，可得到要求净化率为：1-0.33/124= 99.73%。按照车间最高浓度10mg/m

16、3为排放浓度要求，可得到要求净化率为：1-10/1.36´106 =99.9993%。按照气量及排放量计算，得到硫磺粉尘的最大排放浓度为100/91.1=1.10 kg/m3。按照排放速率要求计算，可得到要求净化率为：1-3.5/100/=96.5%。1.6 治理方案分析根据生产流程，该厂排放的主要废气为H2S、硫磺粉尘、二甲苯，同时会产生为数不少的废硫磺残渣。目前采用两级碱吸收处理废气，效果不甚理想，而且废硫磺的处置也成问题。故需要对硫化氢以及废硫磺的处理工艺进行重新选择。因此，下面将着重探讨硫化氢以及废硫磺的处理工艺。1.6.1 国内对于硫化氢、废硫磺的治理现状（1） 硫化氢废气

17、治理现状目前国内处理硫化氢废气的方法有很多，根据其弱酸性和强还原性而进行脱硫可分为干法和湿法。干法是利用硫化氢的还原性和可燃性，以固体氧化剂或吸附剂来脱硫或者直接燃烧，湿法按其所用的不同脱硫剂分为液体吸收法和吸收氧化法两类1。液体吸收法中有利用碱性溶液的化学吸收法和利用有机溶剂的物理吸收法，以及物理化学吸收法。吸收氧化法主要利用各种氧化剂、催化剂进行脱硫，这些方法都能得到硫、硫酸和硫铵等副产品。各种硫化氢处理工艺的比较见表1.5：（2） 废硫磺的治理现状在日常生活和工业生产中，硫磺都有很大的作用。硫磺主要用于制造染料、农药、火柴、火药、橡胶、人造丝等，有着广泛的市场。硫磺本身为低毒固体，燃烧后

18、产生SO2，SO2可以用于生产多种化工产品。所以目前国内处理硫磺的主要途径是作为副产品销售给其他以硫磺为原料的化工企业。表1.5 H2S废气治理工艺优缺点比较H2S废气治理工艺优点缺点克劳斯法可回收高纯度硫，作为生产硫酸的硫资源催化剂选择性差，对H2O和过量氧敏感氧化铁法净化效果好，效率可达99%占地面积大，阻力大，不经济氨水吸收法设备简单，脱硫剂价廉脱硫效率不高，一般只有70%-80%物理吸收法节能、经济处理效率不高，要求H2S在气体中的浓度高活性炭吸附法操作温度低，工艺简单、效果好、成本低价格昂贵，重复利用率低燃烧净化法工艺简单，操作方便，去除率高能耗大，产生SO21.6.2 治理方案的确

19、定首先对硫化氢的去除工艺进行分析。由于硫化废气中的硫化氢浓度极高，但气量比较小，所以克劳斯法和氧化铁法等占地面积大，设备复杂的方法不适于该项目的废气处理。物理吸收法净化率比较低，而该项目的硫化氢去除率要求极高，达到了99.9993%，所以也不能满足要求。活性炭吸附法要达到如此高的去除率，需要大量的活性炭，并不经济，而且不能保证系统的稳定运行，重复利用率也低。化学吸收法是利用废气组份与吸收液中的溶质发生化学反应，而被吸收到液相的吸收方法，比一般的物理法有更高的吸收效率。硫化氢废气为酸性气体，利用碱性溶液吸收可以获得较高的吸收效率，例如氨水、纯碱溶液、NaOH溶液等等。其中H2S与NaOH反应生成

20、Na2S，而硫化钠是邻氨基苯酚生产单元的原料，所以用NaOH溶液吸收硫化氢，不仅可以获得较高的吸收效率，而且能够回收硫化钠作为原料循环使用，是比较理想的吸收法。该企业现有的处理工艺正是采用两级碱吸收去除硫化氢，并回收硫化钠。但是去除效率不能满足该项目的要求，这是因为目前所采用的填料吸收塔气液接触时间短，气液之间的传质不够充分，而且NaOH和H2S的反应是放热反应，在吸收过程中会引起吸收液的温度升高，影响吸收反应平衡和相平衡，从而导致吸收效率下降。而降膜吸收器可以在吸收的同时对吸收液进行降温，保证吸收液的温度在合适的范围内，而且吸收液在重力和气流的作用下成膜状附在管壁上，与气相的接触时间长，传质

21、速率快，故吸收效果好。本项目中的硫化废气还具有浓度高、气量小的特点，正适合于采用降膜吸收器处理并回收硫化钠。该企业日产7吨的废硫磺，如果作为原料出售给其他化工企业，需要在收集、提纯、转运方面投入资金，经济效益并不突出。而设计一座小型的硫磺处理装置焚烧废硫磺，尾气吸收制亚硫酸钠，不仅可以解决废硫磺的处置问题，还可以为企业带来经济效益。因此本设计中采用焚烧废硫磺制亚硫酸钠的方法来处理产生的废硫磺。2 设计计算2.1 治理工艺介绍确定的工艺流程如下：硫化部分共有20只反应釜，每只反应釜有一个排气口，以10只为一组，每一组反应釜中出来的废气分别经过四级降膜吸收，通过2台水喷射真空泵分别对2组降膜吸收器

22、进行抽气，汇总后与其他无组织排放废气一起输送到旋流板塔进行吸收。吸收液在循环槽中循环，采用逆流吸收，在水喷射真空泵吸收槽内注入新鲜的吸收液，在第一级降膜吸收塔下部流出的吸收液被送去回收硫化钠和废硫磺。出水喷射真空泵的气体中已经几乎不含硫化氢，但尚含有部分废硫磺，而旋流板塔有良好的除尘和吸收双重作用，所以用旋流板塔吸收剩余的废硫磺以及较低浓度的无组织排放废气。净化后的达标废气经引风机引出排空。工艺流程图如图2.1所示。其它无组织排放废气吸收液吸收液吸收液吸收液补充清水硫化钠溶液去结晶分离第一组反应釜废气一级降膜吸收二级降膜吸收三级降膜吸收四级降膜吸收水喷射真空泵吸收液吸收液吸收液吸收液补充清水硫

23、化钠溶液去结晶分离第二组反应釜废气一级降膜吸收二级降膜吸收三级降膜吸收四级降膜吸收水喷射真空泵达标排放旋流板吸收塔引风机图2.1 废气收集净化系统流程图此外，被吸收的废硫磺经过收集、干燥之后经带式输送机送入快速熔硫槽内，熔化后的液体硫磺，溢流至过滤槽，由过滤泵送入叶片式过滤器过滤，过滤后的精制液硫送入熔硫区液硫储罐，再自流至中间槽，由液硫输送泵送入主装置区液硫储罐储存待用。正式过滤前，向助滤槽中加助滤剂，用助滤泵将含有助滤剂硅藻土的液体硫磺送入叶片式过滤器中，使液硫过滤器形成有效的过滤层。液硫自主装置区液硫贮罐自流至炉前精硫槽，再由精硫泵送入焚硫炉内燃烧。快速熔硫槽、过滤槽、中间槽、液硫过滤器

24、、液硫储罐、炉前精硫槽等设备内均设有蒸汽加热管，用低压蒸汽间接加热或保温，使硫磺始终保持液态。液硫由精硫泵加压并经硫磺喷枪机械雾化后喷入焚硫炉内，空气经干燥塔干燥后由空气鼓风机加压并送入焚硫炉内与液硫一起燃烧。出焚硫炉的高温炉气先进入废热锅炉回收热量，温度降低后再对气体进行吸收。在废热回收塔后面设置吸收塔，用氢氧化钠溶液对焚硫产生的二氧化硫进行吸收，在吸收塔前段一侧搭建纯碱溶液的配置单元，持续对系统提供稳定的NaOH溶液。后端用NaOH进行中和，使生成的亚硫酸氢钠转化为目标产物亚硫酸钠。吸收中和工段后产生的亚硫酸钠，还需要从溶液中提取出来，制成亚硫酸钠晶体。此工段包括浓缩，过滤，离心，干燥和包

25、装等步骤。2.2 硫化废气吸收系统2.2.1 降膜吸收器由于废气中硫化氢的浓度极高，设计采用串联四级降膜吸收器逆流吸收。硫化氢与过量的氢氧化钠的反应方程式为：2NaOH+H2S=Na2S+2H2OfHm(NaOH)=-470.114 kJmol-1， fHmH2S=-39.7 kJmol-1，fHmNa2S=-447.14 kJmol-1，fHmH2O=-285.83 kJmol-1，所以该反应的标准摩尔反应焓为cHm=-38.872 kJmol-1，为放热反应。为了防止降膜吸收塔中的吸收液的温度上升，所以需要冷却水来吸收反应放出的热量。硫化氢的最大产生量为62 kg/h，则nH2S=1823

26、.5 mol/h，所以反应产生的反应热为Q=nH2S×cHm=7.09×104 kJ/h假设选用SPG-610-60-A，则换热面积为60 m2，（1） 求吸收液一侧的1。管内径d1=0.015 m，总截面积 S1=4d12n=4×0.0152×335=0.059 m2管内流速 u=123600×0.059=0.056 m/s Re=d1u=0.015×0.056×12202×10-3=512 Pr=cp=4187×2×10-30.621=13.5 Nu=1.86RePrdl13w0.14=1.

27、86×686×13.5×0.0153.56132×10-3800×10-30.14=2.51=Nud=0.621×2.50.015=102.4 Wm-2K-1 （2） 求管外水侧的2。管外径d2=0.018 m，管间截面 S2=4D2-d22n=0.174 m2管外流速 u=1003600×1000×0.174=0.16 ms-1 de=4S2D+d2n=4×0.174o.574+0.018×335=0.0335 m Re=deu=0.0335×0.16×10002×

28、;10-3=3270 Pr=13.5Nu=0.023Re0.8Pr0.4=0.023×32700.813.50.4=32.52=Nu/de=0.621×32.50.0335=602.5 Wm-2K-1校正系数 f2=1-6×105Re1.8=0.72所以校正后的2=431.9 Wm-2K-1石墨改性聚丙烯的导热系数3=3.24 Wm-1K-1，1K=11d2d1+b3d2dm+12=18102.4×15+0.0015×183.24×16.5+1431.9=0.0145K=68.8 Wm-2K-1假设吸收液的温度维持在25，冷却水从10

29、上升到20，则tm=20-102=5K则所需的传热面积A=QKtm=1.97×10468.8×5=57.2 m2，所以该降膜吸收器能满足换热要求。所以设计选用SPG-610-60-A，60m2的石墨改性降膜吸收器。该吸收器有335根18´1.5mm的吸收管，吸收管的有效长度为3.56m。则气体通过降膜吸收器的气速为：u=45.6´4/ (3600´335p´0.0152)=0.214m/s，气体在降膜吸收器里的停留时间为=16.63秒。碱溶液吸收硫化氢的化学吸收反应增强因子估算为E=11，则化学吸收的阻力全部在气相。对于降膜吸收器可以

30、采用渗透模型，硫化氢的扩散系数D=1.0×10-9 m2/s，硫化氢的气相分压p=0.09087 MPa，亨利常数H=1.1 MPa·m3/kmol，所以渗透模型的吸收速方程为：经过第一级吸收器被吸收的硫化氢量为：M，=9.60´10-6´335´3.56p´0.015=5.39´10-4kmol/s=0.0183kg/s=66kg/h理论上通过一级降膜吸收就可以达到净化要求，但考虑到溶液饱和后会影响吸收效率，故本设计采用四级降膜吸收，以保证废气达标排放。2.2.2 旋流板塔硫化废气气量较小，与无组织排放废气汇总后气量大约为

31、Q=1500 m3/h，设计空塔气速为u0=2.0m/s，则塔径D0=4Qu0=4×15003600××2=0.515 m。取塔径D=0.50 m，则计算空塔气速u=2.12 m/s。选用按照净化硫磺粉尘的单板效率为30%计算(大液气比之下)，选用5块板加一块除雾塔板，配合降膜吸收塔，粉尘净化率可以达到97%以上，可以满足硫磺粉尘96.5%的净化要求，而无组织排放废气的浓度较低，亦能满足要求。采用碱性吸收液洗涤，吸收液液气比取为12L/m3，吸收液量为18m3/h。选用65FSB-32-5.5kW的耐腐泵，流量29m3/h、扬程为32米。已知Q=1500 m3/h

32、，L=18 m3/h，G=1.205kg/m3，取塔板数Ne=5。设仰角=25°，气流穿孔动能因子F0=1011，则旋流板叶片外径为 Dx=10QG=1015001.205=406 mm 根据D=（1.11.4）Dx，考虑规格塔径选D=500mm，Dx=400mm，盲板Dm=（1/31/4）Dx，取100mm，取叶片数m=24，叶片厚度=3mm。 径向角=arcsin（Dm/ Dx）=14.5° 气流流通截面积A0=4Dx2-Dm2sin-2mDx-Dm=40.42-0.12sin25o-2×24×3400+100=0.039 m2开孔率 =A0/AT=

33、0.039/0.196=19.9%实际动能因子F0=QG3600A0=1500×1.2053600×0.039=11.7因F0在1011左右，可认为选择参数适宜。溢流装置设计溢流口总面积，A/f=6L=6×18=108 cm2取I=6根溢流管，则每根溢流管面积Af=108/6=18 cm2取弧形堰宽b=20 mm，堰长l=90 mm，计算Af=bl+0.785b2=21.14 cm2，圆形溢流管直径d=20LI=20×186=34.6 mm选用38mm×3mm钢管。罩高hZ=Dxmsin+cos=×40024sin25o+3cos25

34、o=24.8 mm取25mm。溢流口液体液体流速U=2.78LAf'=2.78×18108=0.463 m/s则塔板间距HT=0.01F00.5+2U800+D-Dm+100=0.01×11.7×0.5+2×0.463800+500-100+100=300 mm实际取HT=300 mm，全塔压降P=1.1N+0.5F022g+3.6NUF+4N=1.1×5+0.5×11.722g+3.6×5×0.463×11.7+4×5=159.4 mmH2O2.3 废硫磺处理系统2.3.1 焚烧炉（1

35、） 焚烧室尺寸设计燃烧室温度为640，燃烧后气体组成见表2.1。燃烧后每小时烟气量为Q=2922´913/273=7665m3。表2.1 硫磺燃烧后的烟气组成序号组分出口烟气温度,含量，V%流量，Nm3/h流量，kg/ha1=2.0a2=3.0a1=2.0a2=3.0a1=2.0a2=3.0a1=2.0a2=3.01氮气97364079.079.015392308192428852氧气10.514.02054092925843二氧化硫10.57.02052055845844合计1001001949292228004053烟气在燃烧室中的流速取6m/s，则燃烧室内径为：实际取0.7m。

36、气体在燃烧室中停留时间取0.6秒，则燃烧室容积为1.28m3。燃烧室长度为：（2） 炉墙结构设备不设外保温，要求钢壳在操作时的温度不高于50，炉体隔热保温是靠钢壳内部的保温砖和耐火砖。保温砖一层，厚度为114mm；耐火砖一层，厚度为114 mm。筑炉后，在耐火砖体表面涂刷两层磷酸盐防磨涂料，以减缓气流和火焰对耐火砖墙的冲刷和磨蚀，延长炉体使用寿命。耐火砖选用牌号N-1，保温砖选用牌号NG-0.4，尺寸规格均选用TZ-3标形(230mm´114mm´65mm)。（3） 膨胀缝设计所选用的耐火和保温砖的平均线膨胀系数分别为6×10-6/和5.2×10-6/。

37、耐火砖的设计长度为3550mm，保温砖的设计长度为3780mm，则耐火砖和保温砖的热膨胀量设计分别为14mm和11mm。因此，筒体炉墙与前端墙和后端墙之间分别留设4mm膨胀缝。对于耐火砖层，折流挡墙砌入耐火砖，每道挡墙两侧分别留设3mm的膨胀缝，可以保证其膨胀量。对保温砖而言，除两端的膨胀缝以外，再等间距设置两条4mm的膨胀缝，以保证总膨胀量。由于保温砖的耐压强度较低，不能用于承重结构，故需将挡墙位置下部120°圆锥角范围内的5圈保温砖用耐火砖代替，因此该范围内的钢壳温度会升高，经迭代计算可知此处温度为99。焚硫炉主要参数汇总见表2.2。表2.2 焚硫炉主要参数炉膛操作温度640液硫

38、温度150空气流量2.9×103Nm3雾化方式机械雾化空气温度30喷硫量292kg/h设备外壳温度40燃烧室尺寸F700mm×3320mm设备尺寸F1156mm×3780mm2.3.2 余热利用换热器过剩空气系数按照3.0计算，则烟气出口温度为640。将烟气温度冷却至80，可回收热量为Q=4053´0.24´(640-80)=5.44´105kcal/h。将水由30加热至80，则对数平均温差为：采用列管式换热器，烟气走管程，冷却水走壳程。假设选定换热器型号为CS-800-I-6-120，具体规格如下：DN=800mm，单管程，管子总数

39、n=511，正三角形排列，换热管长3000mm，管外径为25mm，内径为20mm，管程流通面积0.1605m2，管内气体流速为17m/s，计算换热面积119.2m2。(1)求管内烟气侧的1。管内径d1=0.020 m，总截面积 S1=4d12n=4×0.0202×511=0.161 m2管内流速 u=76653600×0.161=13.2 m/s Re=d1u=0.020×13.2×0.5663.14×10-5=4759 Pr=cp=1055×3.14×10-50.04908=0.67Nu=0.023Re0.8Pr

40、0.3=0.023×47590.80.670.3=17.81=Nud=0.04908×17.80.020=43.8 Wm-2K-1 校正系数 f1=1-6×105Re1.8=0.86所以校正后的1=37.4 Wm-2K-1。(2)求管外水侧的2。管外径d2=0.025 m，管间截面 S2=4D2-d22n=0.252 m2管外流速 u=2003600×1000×0.252=0.22 ms-1 de=4S2D+d2n=4×0.2520.800+0.025×511=0.0236 m Re=deu=0.0236×0.22

41、×10002×10-3=2596 Pr=13.5Nu=0.023Re0.8Pr0.4=0.023×25960.813.50.4=35.12=Nu/de=0.621×35.10.0236=923.6 Wm-2K-1校正系数 f2=1-6×105Re1.8=0.57所以校正后的2=527.4 Wm-2K-1不锈钢的导热系数3=26.1 Wm-1K-1，1K=11d2d1+b3d2dm+12=2537.4×20+0.0025×2526.1×22.5+1527.4=0.0354K=28.2 Wm-2K-1=24.2 kca

42、l/m2h则所需的传热面积A=QKtm=5.44×10524。2×211=106.5 m2<119.2 m2。故所选的换热器CS-800-I-6-120能够满足换热要求。2.3.3 尾气吸收塔烟气流量为2922Nm3/h，其中惰性气体为2717 Nm3/h。二氧化硫最大排放量为584kg/h，则以惰性气体为基准的排放浓度为2.15´105mg/Nm3，按照大气污染物综合排放标准(GB16297-1996)中的二级排放标准，对15米排气筒，最高允许排放量为2.6kg/h，最高允许排放浓度为550mg/Nm3。故净化率要求分别为：浓度99.74%，排放量99.5

43、5%。本吸收为化学吸收过程，按照液气比8L/m3，单板效率为35%计算，计算所需的塔板数为13.8块塔板。为了回收固体亚硫酸钠，尽可能提高吸收液的浓度，又要保证脱硫率，采用高浓度和低浓度两座塔，两塔各选用7块板，两段塔的最下面的塔板加一块盲板，各相当于0.5块板，故实际上有15块板的效果。每座塔高设计为7米。设计采用旋流板塔B型塔板，吸收塔内的设计温度近似按40计算。则通过旋流塔板的烟气量V=2922×313/273=3350 m3/h。已知V=3350 m3/h，L=27 m3/h，G=1.128 kg/m3，取塔板数Ne=7。设仰角=25°，气流穿孔动能因子F0=101

44、1，则旋流板叶片外径为 Dx=10VG=1033501.128=596 mm 根据D=（1.11.4）Dx，考虑规格塔径选D=700 mm，Dx=600 mm，盲板Dm=（1/31/4）Dx，取150mm，取叶片数m=24，叶片厚度=3mm。 径向角=arcsin（Dm/ Dx）=14.5° 气流流通截面积A0=4Dx2-Dm2sin-2mDx-Dm=40.62-0.152sin25o-2×24×3600-150=0.085 m2开孔率 =A0/AT=0.085/0.385=22%实际动能因子F0=VG3600A0=3350×1.1283600×

45、;0.085=11.6因F0在1011左右，可认为选择参数适宜。溢流装置设计溢流口总面积，A/f=6L=6×27=162 cm2取I=8根溢流管，则每根溢流管面积Af=162/8=20.25 cm2取弧形堰宽b=20 mm，堰长l=90 mm，计算Af=bl+0.785b2=21.14 cm2，圆形溢流管直径d=20LI=20×278=36.7 mm选用38mm×3mm钢管。罩高hZ=Dxmsin+cos=×60024sin25o+3cos25o=35.9 mm取40 mm。溢流口液体液体流速U=2.78LAf'=2.78×27162=

46、0.463 m/s则塔板间距HT=0.01F00.5+2U800+D-Dm+100=0.01×11.6×0.5+2×0.463800+700-150+100=323 mm实际取HT=350 mm，全塔压降P1=1.1N+0.5F022g+3.6NUF+4N=1.1×7+0.5×11.622g+3.6×7×0.463×11.6+4×7=219.6 mmH2O故两座塔的尺寸设计相同，塔径为700 mm，塔高4.4 m，空塔气速u=2.42 m/s。两塔串联，所以总压降P=2P1=439.3 mmH2O。2.3

47、.4 亚硫酸钠结晶量吸收液经循环吸收后至吸收剂反应完全后，打入中和槽中，认为吸收液中NaOH全部反应生成亚硫酸氢钠，采用50%的NaOH溶液进行中和，中和后在蒸发锅内蒸发、冷冻结晶得到亚硫酸钠晶体析出，该结晶用离心机或抽滤槽分离后作为亚硫酸钠产品出售，母液回到前面吸收系统中去。理论上每天能够生成得到亚硫酸钠最大量为27吨（折百计算）。实际上考虑到焚烧效率、吸收效率、变成三氧化硫的损耗率等，每天约可以回收2325吨亚硫酸钠（折百）。2.4 主要设备2.4.1 降膜吸收器（4级串联×2组） SPG-610-60-A石墨改性聚丙烯列管式降膜吸收器: 换热面积60 m2，壳体公称直径610

48、mm，壁厚18 mm，吸收管外径18 mm，壁厚1.5 mm，有效长度3560 mm，共335根。2.4.2 水力喷射真空泵RP-54-60（抽气流量60 m3/h），配套离心泵（S50×40-250），电机功率3 kw水流量20 m3/h，扬程25 m。2.4.3 旋流板塔 选用的吸收塔直径为500 mm的旋流板塔(空塔气速为2.12 m/s)，板间距0.3 m，旋流板5块，液气比选择12L/m3。配循环液槽以及加药设备。配备65FSB-32-5.5kW的耐腐泵，流量29m3/h，扬程为32米，功率5.5kW。2.4.4 焚烧炉焚烧炉内径为0.7m，烟气在焚烧室中的气速为6 m/s

49、，燃烧室长度取3.32米，停留时间0.6 s。附属设备：熔硫釜2只，过滤器，精硫保温釜，风管本设计采用碳钢管道。碳钢管道安全性能好于非金属管道，进入焚烧炉管直径取DN100，相当于管道风速6.5m/s；其他管道直径根据实际情况决定。2.4.5 余热利用换热器换热器型号为CS-800-I-6-120，具体规格如下：DN=800mm，单管程，管子总数n=511，正三角形排列，换热管长3000mm，管外径为25mm，内径为20mm，管程流通面积0.1605m2，管内气体流速为17m/s，计算换热面积119.2m2。2.4.6 尾气吸收塔选用的吸收塔直径为700 mm的旋流板塔(空塔气速为2.42 m

50、/s)，板间距0.35 m，旋流板7块，液气比选择8L/m3。配循环液槽以及加药设备。配备65FSB-32-5.5kW的耐腐泵，流量29m3/h，扬程为32米，功率5.5kW。2.5 投资估算2.5.1 硫化废气部分投资估算硫化废气治理方案的设备及投资估算见表2.3、表2.4。本项目运行费用主要为电耗和药剂消耗。装机容量见表2.5。按电费0.8元/kWh计算，则每天需消耗电费0.8×27.8×24=533.8元。经计算，本项目需生石灰约1t/d，循环池内需补充片碱50kg/d。旋流板塔循环池需片碱42kg/d，次氯酸钠10kg/d。按片碱2000元/吨，生石灰400元/吨，

51、次氯酸钠600元/吨，药剂费用总共约为600元/天。以上费用合计1133.8元/天。表2.3 本废气处理工程的主要设备投资估算表，万元序号设 备 名 称单位数量规格或型号单价总价1旋流板塔座1500×7500mm6.06.02降膜吸收器台8SPG-610-60-A1.512.03引风机台1HF-301B-25hp3.53.53吸收液循环泵台165FSB-32-5.5kW0.80.84吸收液循环泵台840FP-180.43.25水喷射真空泵台2RP-54-603.06.06电器控制柜台10.40.47旋流板塔支架座1配500塔1.81.88风管、阀门若干506003.03.09管架若干碳钢制3.03.010设备费用小计39.711土建费用，包括：12旋流板塔循环池500元/m37.513吸收塔及风机基础2.014土建费用小计9. 515直接费小计49.2表2.4项目总投资表(万元)序号项 目费用1安装费(含电器材料、照明等)4.02运杂费2.03设计费5.04调试费2.05税金及管理费（工程造价10%）6.86工程总投资68.0表2