硫酸生产改造的毕业论文范文

1、硫酸生产系统的扩能技术改造Sulfuric acid production system renovation and expansion硫酸生产系统的扩能技术改造摘要根据理论知识结合调查结果， 对某公司硫酸生产装置分工介绍扩能、节能的技术改造，使该公司的铅锌设备生产能力由5万吨/每年提高到10万吨/每年。关键词小型硫酸装置；扩能;节能；技改措施某公司铅锌设备年生产能力由5万吨/年提高到10万吨/年，相应的其制酸系统年生产能力需要提高。我的做法是从工艺和设备两方面采取措施，在原设备尽量少改的情况下使硫酸产量得到大幅度的提高，同时注意节能。1、 沸腾焙烧强化焙烧，使沸腾炉的能力大幅度提高的潜力是

2、很大的，可以使产量成倍的增加。高强度焙烧的经验是高温，沸腾层温度达到950左右；炉底风量鼓足，风量足的标志是渣色为棕红棕黑色；出口炉气补氧，燃烧特殊情况产生的升华硫。高温可提高硫铁矿燃烧速度，沸腾层温度越高在沸腾层中脱硫速度越快，脱硫率越高。沸腾层中脱硫率高，吹到沸腾层空间燃烧硫的比例少，炉顶与沸腾层温差小，使炉子能正常操作。例如南化200Kt/a沸腾炉烧江西永平浮选矿，粒度 < 44 um(-325目)占70%以上。当沸腾层温度提高到650时，炉顶温度超过1000；当沸腾层温度提高到750时，炉顶温度 < 1000，炉子即能正常操作。炉底风量鼓足，其标志是渣色为棕红棕黑色。其原因

3、为，沸腾层中Fe2O3的存在，可以在短时间内补充部分央企，当投矿偏高时，就能发生反应：FeS2 + 16Fe2O3 = 11Fe3O4 +2SO2 ，这时渣色加深，可减少投矿量，从而避免了升华硫的产生，减少硫的损失。要不要开二次风，应根据炉子的焙烧条件而定。当渣很黑，放出的渣冒SO2时，就应加大炉底风量，而应减少二次风或关二次风，使渣色呈棕红棕黑色；当渣色已偏红，而尘又偏红黑，可以适当见胡搜啊炉底风量，开二次风。特别是矿很细，还用原来炉子，焙烧强度达16.4t/(d)时，炉气停留时间5.6 s 左右，沸腾层温度为800 - 850，如果不开二次风，沸腾层风速降低，炉子就可以排小量渣，炉顶温度为

4、950左右，操作稳定。一般而言，当矿的粒子越粗，温度越高，而焙烧强度又低时，渣就容易变黑，底风需鼓足，不能开二次风。因矿粗，粒子就会停留在沸腾层中作为渣排走，如果空气不足渣变黑，硫脱不干净，硫到炉外继续燃烧，造成硫的损失；温度高，加速了脱硫速度，即使粒子的吹出速度小于沸腾炉气速的那部分粒子，在沸腾层中脱硫的比例也会提高，沸腾层中需氧量增加，造成沸腾层缺氧，渣变黑；焙烧强度低，风速也低，矿不容易吹到炉顶燃烧，沸腾层中需氧量增加，渣容易变黑，风更需鼓足。有的厂矿比较粗，沸腾层温度又高，焙烧强度又偏低，还开二次风，炉底风量严重不足，排出来的中硫未脱干净，炉外继续脱硫，这种硫的损失是无法计算的，操作中

5、应该加以改进，高强度焙烧，有人担心因气速提高，会增加炉气中含尘量。实际作为烧尾砂的炉子，即使是强度不太高的炉子也有90%左右的尘要被炉气代做，既然这样烟尘量增加5%-10%就影响不大。强度高了，尘在炉顶或炉出口管子会不会烧结？这首先要看一看结块的成分是在什么条件下产生的。一般出现这种情况是在沸腾层风量不足，矿中的硫未脱尽就被吹上去了，有一部分在炉顶继续燃烧，温度升高达1000 以上，同时这时硫还未烧尽，烟尘为Fe3O4并含有FeS，形成最低共熔点的条件二烧结。因此前面提到的高温空气鼓足就是让矿在沸腾层中充分燃烧，防止炉顶或出口烧结我们采用高强度焙烧也层有十几年没有产生烧结的记录。同时也要指出，

6、炉顶和出口管烧结也不是高强度所特有的，有的厂低强度焙烧也出现烧结，其原因也是风量不足引起的，有的厂归结为矿的原因引起烧结，这不确切。在改造过程中，有的炉子确实太小，也不一定提倡新建一台炉子，可对原有的炉子加 以改造，对于那些炉底面积小，而扩大层较大的炉子 ，我们采用 “偷梁换柱”的方法扩大炉膛面积 (见图1)，这种改造方案对于小炉子可增加50%左右的焙烧面积 。例如我们对一台炉子用此方法进行改造 ，改造前为1转1吸，硫酸产量90td，烧的是混合矿，含硫18%20%，焙烧强度33t(d)左右 ；改造后为2转2吸，产量达到160td，焙烧强度42t(d) 改造前由于炉底风量不足，排 出来的渣总是冒

7、SO2 ；改造后炉底风量开足，排出来的渣为棕红色，不再冒SO2，硫的利用率也提高了。改造后硫铁矿消耗量比改造前只增加78td(实物量)，产量却提高6070td。可见控制渣色对于提高硫 的利用率是非常重要的。2、 净化在净化改造中，有 的厂还是采用水洗对污水进行处理，并部分利用回水，这时一般的文一泡一电流程，就会不很适应。主要是进干燥塔的气温高，使炉气水分含量容易超标，甚至引起干吸水分不能平衡，影响酸浓 。因此，我们在泡沫塔 的顶部增加 8001000mm高的波纹填料，起到 良好的降温效果，用水量减少，提高了出泡沫塔污水温度，提高了脱吸效率。据测试 ，波纹填料400-500mm就相 当于一块泡沫

8、塔板的作用，降温效果明显。 净化除尘问题 ，对于无 电除尘或电除尘效果不理想的装置 ，净化除尘问题就 比较重要。一般采用文一泡一电流程的装置，其除尘效率差别很差也很大。对文氏管而言，笔者见到120kta硫铁矿制酸装置 ，原料为云浮浮选矿 ，喉径670mm 的外喷文 氏管，进 口含尘量根据污泥量推算约为 20gm³。 此文氏管除尘效率 比较理想，虽然没有实测数据，但从泡沫塔出口和电除雾出口排出的污水只见微微有点红，从泡沫塔视镜观察泡沫塔内部，气体是透明的，水也是清亮的。笔者见到文氏管有如此好的除尘效果也是感到惊奇。分析其原因是该厂在外喷水的分布上下了功夫，使 四周水能均匀地进入文氏管，

9、获得好的除尘效果。而有的内喷文氏管除尘效果就不够理想，从泡沫塔出来的污水可以明显看出来，水呈深红或棕红色 。究其原因，主要可能是喷液量不够。一般认为内喷文氏管液相压力应在030MPa，而这些厂只有020MPa左右。由于水压低，水到喉管边缘力量不够而带尘气体在喉管边缘不能很好接触到液体，对整体除尘效率影响很大。因此，对内喷文氏管要达到较好的除尘效率水压是非常重要的。泡沫塔的应用效果差别也较大 。有不少厂泡沫塔阻力大而除尘效率却不理想，其原因为所使用的塔板太厚(一般为 1620mm)，经小孔的阻力大，泡沫层实际并没有很好形成。这种情况我们建议将孔开成锥型。这样可减少泡沫塔阻力。对于仍采用水洗净化的

10、装置，从环保和节水的角度 ，应尽快将其改造为封闭酸洗净化流程。以前认为不设置电除尘器采用酸洗净化有不少 困难 ，而现在这个问题已经很容易解决了，从酸洗流程运行的情况看效果非常明显，设备简单，投资少，运行可靠，排污量只相当于水洗净化流程的1 左右。炉气酸洗净化有以下几点值得借鉴。1) 控制炉气中的含尘量，减轻净化工段设备的除尘负荷 。一般对于硫铁矿 (尾砂)焙烧炉气采用两级高效旋风除尘器就可将含尘量控制在约4gm³左右 ，这个指标是从现场测试和考核得出的，就是说进入净化洗涤酸中的矿尘量为78kgt硫酸，这些矿尘已不会对洗涤酸的循环产生不 良影响。2) 设备的选择。炉气净化仍采用两级洗涤

11、设备，最后进入电除雾器 。第 1级为文氏管、循环槽 、泵、沉降器等，采用绝热蒸发，污酸从沉降器底部排出；第2级为冷却塔、循环槽、泵、沉降器和板式换热器，由板式换热器移走热量，板式换热器的冷却水用空冷塔降温。文氏管进 口的气体温度较低，一般为270320，操作气速较高，出 口温度不超过 60，接近于水洗文氏管的冷却效果，有利于降低后续设备的造价。冷却塔则采用了3层泡沫塔板和波纹填料的组合结构，能完全满足冷却和除热的要求，同时，采用的板式换热器结构紧凑，传热效率高，维修方便，体积小，投资少，已完全替代了间冷器。3) 生产操作和控制。酸洗封闭净化过程中的控制 ，就是对文氏管洗涤液中所含杂质的控制，如

12、矿尘、氟、砷和三氧化硫形成的硫酸。尽管危害最大的是氟和砷，但实际上控制的是洗涤酸的浓度，因为洗涤酸中这三者的量基本是成正 比的。一般从沉降器底部排放的稀硫酸为含 10%20% H2SO4 ，排出的稀硫酸量为56145Lt硫酸 ，固液比为 12119.3有利于脱吸其中约3 的二氧化硫 ，也有利于稀硫酸的回收和处理 。4) 硫酸的处理。以硫铁矿为原料的制酸装置，稀硫酸的处理，一种办法是将大部分稀硫酸加入矿渣增湿器中增湿矿渣，其余部分直接送至矿渣堆场增湿矿渣 ；此办法操作简单，处理彻底，但会产生二次酸性物污染 ，而且会影响高品位矿渣的质量 ，所以新设计时不采用这种方法。另一种办法是将稀硫酸进行液固分

13、离，澄清的稀硫酸可送至干吸工段配酸，有条件 的企业可将稀硫酸用于过磷酸钙生产的配酸，然后用酸泥增湿矿渣 ；此办法不但回收了约70%的硫酸 ，而且也减少了矿渣的含硫量，较前一种办法好，但要投入和选择适合的分离设备及设置稀酸贮存设备。还有就是将稀硫酸中和并沉降分离，污泥增湿矿渣，清液达标排放 。以锌精矿等为原料的制酸装置，一般首先考虑回收其中的有价值的金属，然后经中和达标排放 。总之 ，按以上措施 ，将水洗净化改为酸洗净化流程 ，达到了既经济又环保的 目的。3、 干吸我们在吸收塔 中使用波纹填料，按我们的要求做时，吸收塔强度可大幅度提高，例如硫酸产量 160 td的1840mm二吸塔 ，气量经温度

14、和压力校正(当地大气压867kPa)，操作速度达到 2.7ms以上。使用 1年多未发现有带沫现象 。有的单位没有完全按我们的要求去做 ，效果相对就差一点。 一般改用波纹填料时，把篦子板提高，当加高的瓷砖砌到最后一圈的时候，就用 230mm×115mm×65mm 和115mm×115mm×65mm二种规格的瓷砖来砌 ，支承篦子板的几个点用 230mm×115mm×65mm砖砌 ，其余用 115mm×115mm ×65mm来砌 (见图3)。这样可以增加放篦子板部位的气体通流面积 。这一点对大塔而言影响不大，但对小塔影响

15、就很大 ，例如1600mm塔 ，这样做以后 ，放篦子板部位可增加20%的面积 。另外使用波纹填料后 ，在分酸管及以上部位也不再放别的填料。或仍放波纹填料 ，或不放填料 ，均取得好的效果 。 填料用于吸收塔 ，填料高度33.5m就足够了；但用于干燥塔却不理想，水分不能达标。同时我们与很多厂接触过程 中发现 ，有不少厂水分不合格，但几乎没有厂反映吸收率达不到要求 。为什么吸收率指标很容易达到而干燥指标不容易达到呢?这要从吸收与干燥的机理上去分析。吸收过程 SO3的冷凝温度总是大大高于酸温，因此，SO3进入吸收塔后在冷却过程 中就被冷凝下来，或者说大部分是SO3冷凝下来的，小量SO3气体是被H2SO

16、 4吸收下来的，因此，吸收率容易达到。而干燥用酸温度总是高于炉气 中水蒸气冷凝温度，且干燥过程SO2 气体是被加热，水蒸气总是不饱和，因此，SO2 气体中的水分在干燥过程中不可能冷凝 。干燥过程炉气中的水气完全是被H2SO 4 吸收下来的；而吸收过程气体和液体就需有充分的接触时间，否则就会吸收不好。波纹填料塔具有 良好的气液分布，但作为填料的每个斜坡流道而言，总是气体往上流，而酸往下流，只有气液交界面接触 ，以及二层波纹填料 的交界面气液有机会接触 。仅仅是这样的接触，无论从接触面积与时间是不够的，所以干燥效果不理想。干燥塔若选用波纹填料 ，最好能选用比表面大一 些的，填料高度适当提高一些。影

17、响气液充分接触 因素较多。填料装填是否均 匀，指 的是密实度是否均匀，若中间与周边松紧不一致，则影响气液分布；有的产生升华硫后，引起气液分布不均，喷淋密度不够，进塔气温和酸温高等都可能导致出干燥塔炉气水分不合格。在吸收方面，向我们咨询最多的是尾气 冒烟问题。尾气 冒烟一般认为是吸收不好，但从吸收率上又查不 出原因，感到困惑 ；又认为是水分不合格 ，形成酸雾 ，所以冒烟 。其实 以上都不是根本原因。真正原因是吸收酸温度。认为酸温越低吸收越好的观点是不对的。这一点与干燥不一样 ，干燥酸温度越低越有利于干燥 。当吸收酸温低了，气体中的SO3与水气突然冷却就形成酸雾 ，形成酸雾后就再也吸收不下来了，所

18、 以烟囱就冒烟，因为只要存在少量的酸雾，看起来就很明显，吸收率是看不出来。一般二吸进塔酸温度达到6570，尾气就几乎看不到烟了，各厂情况有所不同，有的厂进塔酸温6O左右就不冒烟了，有的要7O才不 冒烟。还有，新装置或大修后开车因系统水分含量大，开车头一二天有的进塔酸温度要到8O以上才不 冒烟。当酸温高了，SO3气体与水气就有冷凝成酸的条件 ，不形成酸雾就不会 冒烟 。对一吸塔的酸温也同样有要求，一吸酸温过低同样会产生酸雾，只是我们看不到罢了，但它们会腐危害不能低估 。4、转化谈到转化，首先要讲平衡转化率的问题，这对硫铁矿制酸就显得较为重要 。如不重视这一问题，设计就会产生偏差 ，生产中就会造成

19、不应有的损失 。如果焙烧FeS2，当炉气中氧等于零时，(SO2)可达 16.3% ；如果烧磁硫铁矿即Fe7S8时，当炉气中氧等于零时，SO)达138 。这是理论数据，实际上因矿中含有其它杂质，以上SO 体积分数往往难以 达到。只有少数硫铁矿，例如云浮精选矿、江西永平高品位矿 、陕西金堆城矿(SO2)能达到 15% 以上。一 般的矿 只能按 1314%来考虑，有的甚至要低于13%以此来设计转化气浓，并使其 n(O 2)n(S)1，这样转化设计就比较可靠，比较符合实际，总转化率也较高。笔者接触到几套硫铁矿制酸装置，设计(SO2)为8.5% ，使用进 口催化剂设计 1段转化率70%温度430600。

20、实际生产，1段出口只能达到570580，转化率低了9百分点左右，这就打乱了热量平衡关系，1段 出口温度低 20C，与之相关 的 一 些的换或 换传热系数或传热面积就要增加 30% 以上。总转化率也低于设计值 。出现以上情况 ，笔者认为是对氧硫 比认识不足而引起的。假定炉气 (O2)等于零 ，(SO2)为 16 %。那么当(SO2)降到8.5% 时，(O2)可达10% ，氧硫比118。这样 的条件600C时的平衡转化率为72 %那么 1段出 口转化率有可能达到69%70% 。假定炉，气 中(O2)含量等于 0，(S O2)为14%的条件，当(SO2)=8.5%时 ，(O2)含量只有 8.25 %

21、，n (O2)n(S)只有 0.97，600C时平衡转化率只有 69%70% 。那么1段出口要达到69%70% 的转化率就是不可能的。如果炉子出口(O2)等于0，而(SO2) 小于 14% 时，氧硫比更低 ，平衡转化率就会更低 ，1段出口转化率更难保证70% 。与以上相反 ，有的条件氧硫 比达到1.21.3，那么在确定各段转化率 ，特别是 1段 出口转化率与氧硫比1的条件就会有较大差别。例如同样7.3%的SO2，个(O2)为9% ，另一个为7% 7.395%，前者1段出口转化率应达到72 ，后者设计应<70%。有 的厂反映SO2 浓度高，1段出口温度低 ；SO2浓度下降，1段出口温度反而

22、升高 。这也是因为炉气SO2浓度低时氧硫比高，有利于提高转化率。在实践 中，有的厂炉气SO2 浓度太高，不能正常生产，生产中要开电炉 。后来把炉气二氧化硫浓度降下来 ，什么问题也没有了。综上所述 ，无论是进行转化设计和在生产中，都应十分重视进转化炉气 中二氧化硫气体的成分，即氧硫比，否则就会出现偏差，造成损失。在生产中，有的厂对低温催化剂有片面认识，影响转化率。把低温催化剂的起燃温度，或者能反应的温度作为操作温度 了。有的把4段、5段进 口温度控制在400405，转化率不理想，后来4段进 口调到430，5段进 口425，结果转化率提高了06百分点；3+1流程，3、4段用低温催化剂，进 口温度控

23、制在400405。时，总转化率99%；把3段进 口提到435，4段进口提到 430，结果总转化率 99.5% 。这是因为任何一个工业反应器，其催化剂量总是有限的，不可能达到平衡转化率，这时就要从平衡转化率、所要求的转化率和反应速度三者之间的关系上去分析。例如一个气体成分为 (SO2)8.0%，(O2)9%，一次转化在450时平衡转化率为 97，410时为98.7% 。实际要求转化率为94%95% ，而反应速度450比410要快得多，温度适当高一些就有利于提高转化率。二次转化也同样。在生产中各段进 口温度可以适当调整，以便选择一个合适的温度 。在转化器设计和改造方面，要扩产的单位，原转化器不用可

24、惜，用了又不够大。这时我们采取新做1台2段转化器，与原来旧转化器第2层并联为一段使用 ，节约了投资。有的厂现场放不下新转化器，旧的又想利用 ，可在原转化器顶部加一段新转化器 (见图4)，老转化器顶部做 1个耐热砼球拱 ，这一球拱既是隔板，又是立柱的支承受力部位 。这种结构最长的已使用近20年，老转化器 内径为5000mm，新加的一 段为6200mm，球拱不开裂，不漏气，使用较理想 。另外还设计了一台新的全球拱5段转化器 ，球拱即为隔板 ，每层立柱均支在球拱上。这种结构具有施工方便，隔板可靠，每层催化剂层中无立柱，给装填催化剂带来了很大方便。我们还给一套装置 的转化器进行了如下改造 。原转化器为4600mm，硫酸产量为 160td；为节约投资把原转化器每2层并联使用作3、4段，外面加了1台7000mm转化器做1、2段，产量提高到360 td。 在技改中，我们也尽可能利用原来的换热器，有的2台改为4台，只新增2台换热器，将原来的换热器并联使用，为用户节约了投资。5、 硫酸生产节能措施 随着技术进步，给硫酸设计生产带来 了很大方便。一方面有高压头的风机，高扬程的酸泵等可靠的设备