硫磺制酸工艺设计

1、 本科毕业设计硫磺生产硫酸(70Kt/a)工艺设计专 业化学工程与工艺班 级学 号学生姓名指导教师完成日期2008年6月10号硫磺生产硫酸(70kt/a)工艺设计摘 要：以硫磺为原料生产硫酸不需净化，大大简化了工艺过程，节省投资费用，且产品质量高。设计了以硫磺为原料生产硫酸(70kt/a)的工艺流程，描述了硫酸一些性质以及制酸过程的反应原理,对焚硫、转化、吸收三个工段以及整个工艺流程做了阐述。重点分析了焚硫和转化工段的各个工艺指标，工艺条件。对焚硫工段的焚硫炉,换化工段的转化器和换热器这三个设备做了宏观的设备选型，并且对焚硫炉和转化器做了物料的衡算。为了使设计更加合理与完善,在设计中还解决了废

2、水的处理问题。关键词：硫酸；硫磺制酸；焚硫炉；转化器The Design Process of Sulfuric Acid (70kt/a) Produced by Sulfur Abstract: Raw materials for the production of sulfur to sulfuric acid without purification,greatly simplified the process,save investment costs and high product quality.Designed to produce raw materials for sul

3、furic acid sulfur (70kt/a) the process, describes the nature of some sulfuric acid and acid reaction of the principle of burning sulfur,transformed and absorbed three Section and the entire process has set out to do. Analyzed and transformed into a burning sulfur Section of the various indicators, t

4、echnological conditions.The burning of sulfur Section of the burning of sulfur furnace, for the conversion of the chemical and heat transfer equipment for the three done a macro equipment selection,and the burning of sulfur furnace and a converter to do the material balance.In order to make more rat

5、ional and sound design, the design also solved the problem of wastewater treatment. Key words: Sulfuric Acid;Producing Sulfuric Acid by Sulfur;The stove of sulfur;Conver目 录第一章 文献综述11.1概述11.2硫酸几种不同的生产工艺2以硫磺为原料2以硫铁矿含伴生硫铁矿为原料3冶炼烟气和其它原料31.3硫酸的性质4相对密度4硫酸的结晶温度4硫酸的热容、热焓5硫酸的沸点蒸气压和蒸气组成5硫酸的粘度61.4低浓度二氧化硫气体的处理6

6、1.5硫酸污水处理71.6二氧化硫尾气8第二章 工艺设计部分92.1快速熔硫与液硫过滤工段92.2转化工段10二氧化硫转化三氧化硫工艺操作条件选择和选定理由11工艺参数确定172.3吸收工段19吸收流程配置的方式20吸收工段的流程20吸收工段主要工艺指标分析202.4废热回收工艺212.5关于低温位热能回收工艺22第三章 物料衡算233.1设计要求：23转化器物料衡算23第四章 主要设备264.1焚硫炉264.2转化器264.3干吸塔284.4气体换热器29第五章 设计总结35参考文献36致谢37第一章 文献综述1.1概述近十几年以来,我国硫酸工业得到很大的发展, 重要的标志之一是硫酸工程设计

7、项目多、质量好、技术水平高、经济效益和社会效益显著。我国自行设计、自己建设的中、小型硫酸工程遍及全国, 还承担了许多大型硫酸工程设计。此外, 从国外引进了一些先进的硫酸技术。硫酸工程设计的进步，大大改变了我国硫酸工业的技术状况。硫酸工程设计因采用的原料不同其形式各异，工艺过程和设备须与所用的原料相匹配。以前我国以硫铁矿生产硫酸为主体，在今相当长的时期内，这种情况不会有较大的变化；以重有色冶金工业的冶炼烟气生产硫酸，是我国硫酸工业的重要组成部分；随着硫磺供应的增加, 愈来愈多的新建工程从治理环境、生产简便和经济角度考虑，选用以硫磺生产硫酸；以石膏、磷石膏为原料生产硫酸、联产水泥的工程，也有新的发

8、展。一般情况下，以硫铁矿制酸工艺较复杂些，硫磺制酸过程简便些。硫酸工程设计与消费有关, 因为硫酸产品大部分用于生产磷肥等化学肥料, 所以硫酸工程大部分和磷肥工业配套建设。比较典型的是小磷铵工程中的120t/d硫酸工程；120kt/a磷铵工程中的600t/d硫酸工程；240kt/a磷铵工程中的1200t/d硫酸工程；还有配合重钙生产的硫酸工程。对重有色金属冶炼工业的硫酸工程, 硫酸装置的规模大小取决于冶炼的金属和所选用的冶炼工艺。在这些联合企业中, 硫酸装置的投资费用是举足轻重的，所占的比例均较高。由于磷肥工业和重有色冶金工业的装置日趋大型化，配套的硫酸装置也相应大型化。然而, 毕竟硫酸生产不是

9、这些企业的主体装置，所以硫酸工程的设计不应喧宾夺主, 而应为主体装置“服务”。装置的设计要有其适应性和灵活性。硫铁矿制酸的南化、开封、云峰、铜陵、黄麦岭、大峪口等大型硫酸工程和冶炼烟气制酸的贵溪、白银、葫芦岛、韶关、株洲、金川、金隆等大型硫酸工程的设计都在不同程度上考虑了其配套的地位。硫酸工程设计广泛采用了先进的技术和装备。在许多工程设计中，应用我国自己开发的新技术，也引进了国外一些新技术；大量使用国内研制的装备，亦引进了一些先进和大型的设备；还推广使用了许多新材料等。这些措施大大改善了工艺和装备状态，延长了装备的使用寿命，减少了维修。我国是世界上使用硫铁矿生产硫酸最多的国家，在矿制酸方面也是

10、最成熟和最富有经验的国家。有一流的沸腾焙烧技术，较全面地掌握了气体净化方面的技术，效果和指标均较好。对装置的机械化和自动化作了足够重视，特别是在大型装置中，原料的贮运、装卸,采用和移植其他工业部门行之有效的设备，提高机械化的水平。控制方面，已经在一些大型工程中，设置了集散系统(DCS)，提高了工程设计的自控水平。工程设计的组织体制逐步与国际接轨，推广了以项目经理负责制为中心的新体制，提高了管理水平，适应了进入国际市场的需要。许多设计单位的装备不断地改善和提高，应用了CAD辅助设计系统，开发和引进了许多应用软件，计算、方案选择、出图均由微机完成，确保了设计质量，加快了设计进度。设计单位的设计质量

11、普遍提高了，具体反映在这些年建设的硫酸工程成功率十分高，许多设计单位还通过ISO9001质量体系认证，取得了向国际市场进军的通行证。1.2硫酸几种不同的生产工艺以硫磺为原料进口硫磺可充分利用世界硫资源，以补充我国硫资源的不足，其前提是世界上要有多余的硫磺供应。硫磺进口量的多少受多种因素影响，据最近国际硫研究所和加拿大棱镜硫磺公司的资料，对世纪年代以来世界硫磺供应总量和需求总量的统计和未来的预测至年表明，世界硫磺供需总量是平衡的，并且呈现不同程度的供大于求，多余的部分成为库存在不同地区、不同时期硫的供应或硫的需求发生着变化，但硫的供应总量和需求总量基本上平缓地上升，即使年我国进口硫磺达占世界硫磺

12、贸易量的，也未出现总体上生产和供应小于需求的态势。上述资料可能有局限性，不够全面，但可看出在世界范围某些地区的变化和世界总量的变化是有区别的。拿我国的情况看，年硫铁矿制酸，硫磺制酸仅几十万吨年矿制酸减少到，硫磺制酸升至其中矿制酸改为硫磺制酸的量净增加了世界硫的消费，而其余增加的硫磺制酸大部分用于增产磷肥，并且主要是以产抵进，这样就减少了国外磷肥的生产，即减少了国外硫的消费量。所以，我国使世界硫磺消费净增加量实际低于进口硫磺的增加量。总体上世界硫磺供应略有富余，但年以来世界硫磺的价格逐渐抬高，原因何在目前硫磺生产主要地区是美国、加拿大、中东、前苏联，世界硫磺贸易最大进口国是中国占最大出口地区是加

13、拿大和中东总和。以下几个因素影响国际市场硫的供需平衡和价格：我国以及印度近几年强劲的需求；中东局势动荡影响；中东产油国硫磺贸易；前苏联国家是硫磺生产大国，因存在储运困难，近年进入贸易市场的量还不够大世界运输保险费大幅度增加世界海运费大幅度增加加拿大铁路运输费用增加。硫磺贸易中所占份额最大的是加拿大、中东出口方和中国进口方，因中东不稳定的局势和费用上涨，加拿大随之涨价的可能性也是存在的，受影响最大的是我国。目前的高价位应该能促使我国硫磺制酸增长的势头下降。如果我国进口硫磺的增长率逐步减小，上述其它几项不利因素逐步缓解，市场供应量增加，在市场经济的环境下价格有望不再增加而有小幅度回落，但不可能再回

14、到年以前的低价位。未来几年我国硫磺制酸在现有生产能力的基础上保持平稳的增长是恰当的。以硫铁矿含伴生硫铁矿为原料硫铁矿是我国的自有资源，从我国这个人口，大国的安全和经济发展考虑，保持一定规模的硫铁矿采选能力和硫铁矿制酸能力是需要的。同时，从我国硫铁矿资源状况上考虑又应该节约使用，恰当地利用国外的硫资源。我国已是国际市场中重要的一员，因而特别需要研究和把握好国际市场，为硫酸的长期发展争取有利条件，硫铁矿制酸可以起到重要的调节、平衡作用。如果将硫铁矿制酸改为硫磺制酸，将净增加世界硫磺的消费需求，维持现有硫铁矿原料能力并稳步增长不但对国家经济安全有利，而且可以稳定世界硫磺市场，反过来对我国进口硫磺有利

15、，总体上对我国硫酸工业的长期发展有利。稳定和发展硫铁矿制酸要重视发展硫铁矿矿源和发展硫铁矿制酸生产装置。发展硫铁矿矿源包括后备资源的勘探、资源开发利用的规划和评价、资源合理利用的研究、技术开发、矿山建设、提高生产能力和技术水平等。发展硫铁矿制酸生产装置包括工艺技术和装备水平的提高、减少环境污染、解决矿渣的综合利用、大型化等。要本着节约资源的观点，矿山和硫酸厂都要考虑在充分利用中、高品位矿的同时如何利用好低品位矿，提高资源的综合利用率。冶炼烟气和其它原料冶炼烟气主要是有色金属硫化矿物冶炼时产生的含二氧化硫烟气，冶炼烟气制酸实际是冶炼厂的副产品，是随着冶金工业的发展而发展。我国冶炼烟气制酸发展迅速

16、，已形成较大的生产能力，其硫酸产量占全国总产量的左右。石膏、磷石膏是我国硫酸原料潜在的硫资源,目前已有口以上的工业生产能力，但近期大规模发展的条件还不够成熟。我国煤炭中所含的硫也是潜在的硫资源，目前燃煤烟气脱硫主要采用抛弃法，回收这部分硫的开发研究和工业化应该加紧进行。1.3硫酸的性质纯硫酸（H2SO4）是一种无色透明的油状液体，相对密度为1.8269，几乎比水重一倍。工业生产的硫酸是指SO3和H2O以一定的比例混合的溶液，而发烟硫酸是其中SO3和H2O摩尔比大于1的溶液。由于发烟硫酸的SO3蒸气压较大，暴露在空气中能释放出SO3，和空气中的水蒸气迅速结合并凝结成酸雾而得名。硫酸的浓度通常用其

17、中所含硫酸的重量百分数来表示。如98%硫酸，就是指其中含有98%重量的硫酸和2%重量的水。习惯上把浓度75%的硫酸叫做浓硫酸，而把75%以下的硫酸叫做稀硫酸。各种硫酸的组成如表1-1所示：表1-1 工业硫酸的组成名称H2SO4重量%SO3/ H2O组成，%名称H2SO4重量%SO3/ H2O组成，%SO3H2OSO3HO293%硫酸98%硫酸无水硫酸93.0098.00100.000.7130.9031.0075.9280.0081.6324.0820.0018.3720%发烟硫酸65%发烟硫酸104.50114.621.303.2985.3093.5714.706.43相对密度相对密度即单位

18、体积硫酸的重量与同体积4水的重量之比。相对密度与密度在概念上是不同的，密度即单位体积硫酸的质量，g/cm。但对于同一条件下的同一硫酸的相对密度与密度在数值上是同一的。硫酸相对密度是温度与酸浓度的函数。当固定温度，硫酸的相对密度随浓度升高而升高。当固定硫酸浓度，相对密度则随温度升高而下降。此属于一般的变化规律。此外当酸浓度在0100%范围内，在任何温度下，以98.3%浓度下的相对密度为最大。当硫酸浓度属于发烟酸范围时，以含游离SO3在50%65%浓度下的相对密度为最高。SO3%游离量低于此区域，相对密度随游离SO3%增加而升高。游离SO3%高于此区域，相对密度随游离SO3量增加而下降3。硫酸的结

19、晶温度液体硫酸转变为固体硫酸时的温度称为结晶温度。结晶温度随硫酸浓度不同而变化，其变化关系是不规则的4。市场上几种常见硫酸品种的结晶温度如表12所示：表1-2 常用硫酸和发烟硫酸的结晶温度硫酸浓度%（重量）结晶温度硫酸浓度%（重量）结晶温度10.04.7100+10.37176.022.2游离SO3101.593.027.0游离SO320+2.598.5+1.8游离SO3650.35掌握了硫酸结晶温度具有下述意义：a.了硫酸贮存输送提供了防止发生冻酸的温度控制依据。b.为了确定产品浓度范围提供了依据。c.对处于不正常情况下发生的酸冻结原因分析提供了理论依据。硫酸的热容、热焓热容指在不发生相变又

20、不发生化学反应和无其它功能的条件下，单位硫酸温度升高或降低1时，所引起的热量变化。以摩尔为单位，即摩尔热容kJ/（molK），以质量千克为单位即为比热kJ/（molK）。从实验上得知，将同一种浓度的硫酸从0升高到1与从99升到100所需要的热量是不同的。可见不同的温度下有不同的热容，为了使用上的方便，在工程计算中采用平均热容。热焓是指某一单位重量（kg）的硫酸在某一温度下含有的热量。热焓是状态函数，它的变化由始态和终态决定，与中间过程无关5。硫酸的沸点蒸气压和蒸气组成H2OSO3为二元系统，其溶液具有恒沸状态的性质，这种性质在硫酸水溶液的浓缩、SO3吸收以及浓硫酸用作干燥剂等方面有着极其重要的

21、意义。溶液的沸点随H2SO4含量的增加而升高。当浓度达到98.3%时达最大值（336.8），此后则下降，至100%H2SO4时为296.2。发烟硫酸的沸点，则随SO3（游离）百分含量的增大而下降，直降至44.76。常压下加热浓缩稀硫酸，当酸浓达到98.3%时，液面上的气相组成与液相组成达到相同，即使继续加热蒸发，液相组分不变，这时沸点（338.8）称恒沸点。这说明在常压下只能将稀硫酸浓缩到98.3%，成为理论上的浓缩浓度。但在生产操作中为了经济性和减少硫酸损失，通常只是将稀硫酸浓缩至92%95%。位于恒沸点右边的区域，其特点是沸腾时，液体中的硫酸含量不是增加而是降低，一直降到98.3%时为止。

22、此时沸点不是升高而是降低。这种现象是由于硫酸分解产生的SO3比H2O汽更易自液相中逸出。根据相平衡原理，硫酸液面上应有相应的气体成分。上述的加热浓缩稀硫酸及加热蒸发游离SO3，相应的气相成分以H2O和SO2为主。而在常压低温范围内，硫酸液面上气相组分，则以H2SO4为主，其量用总蒸气压表示。各种温度下不同浓度硫酸的总蒸气压，可有下式计算：pAB/T 式中 p蒸气压，Pa T绝对温度，KA、B与酸浓度有关的常数当温度一定时，硫酸液面上的总蒸气压随硫酸浓度升高而降低，且在98.3%时总蒸气压最低。当酸浓超过98.3%时，总蒸气压随浓度的升高（游离SO3%增加）而增大7。如表1-3所示：表13 各种

23、浓度硫酸的A、B常数值H2SO4%204060809098.3100A8.9228.8448.8419.2939.2559.7809.805B2268229924583040339042113914硫酸的粘度硫酸粘度是表示流体硫酸内部阻碍其相对流动的一种特性。粘度的大小不仅对输送管路的阻力和泵的动力消耗有很大影响，而且对传热、硫酸溶解度和金属溶解速度等也有较明显的影响。硫酸的粘度随酸浓度增高而增大，随酸温增高而减少。由于粘度比较大，故硫酸外观是无色透明似油状的液体。在一定温度条件下加入填加剂（凝固作用）可制的固体硫酸（胶体状）8。1.4低浓度二氧化硫气体的处理德国鲁奇公司80年代开发的物理吸收

24、法吸收二氧化硫的工艺，经过改进已在液体二氧化硫的生产中使用,这种方法使用Selexol 溶液(聚乙二醇二甲醚) 作为吸收剂。美国孟山都环境化学公司开发了使用DBBP(丁基膦酸二丁酯) 作吸收剂的方法。DBBP选择性吸收剂对二氧化硫的吸收容量大且解吸温度低，蒸气压力和粘度都较低，腐蚀性小，而且是一种阻燃剂。丹麦托普索公司开发的湿法硫酸工艺成功地用于从有色金属冶炼废气中回收二氧化硫，这种工艺不使用吸收剂或化学药剂，不产生废水和废渣，特别适用于处理二氧化硫浓度低于5%的气体(也可用于处理SO2浓度高的气体)，二氧化硫的转化率可达99.3%99.5%，生成的三氧化硫与气体中的水蒸汽结合为硫酸蒸汽，并在

25、WSA冷凝塔中冷凝成酸，产品硫酸浓度可达98%。美国孟山都环境化学公司与Calgon Carbon公司合作开发了Centaur工艺，采用活性炭将二氧化硫吸附氧化生成三氧化硫并与水结合成硫酸。然后用水将硫酸从活性炭上洗涤下来，成为稀硫酸。这种方法与德国鲁奇公司过去开发的Sulfacid工艺相似，但Centaur活性炭的催化活性比其它活性炭高一倍。该法具有设备少、热能利用好、二氧化硫排放量低等特点。对于硫磺制酸装置，产生的稀硫酸可以代替补充水加入吸收系统；对于有色金属冶炼厂，稀硫酸可用于矿石的浸提。这种方法甚至可以与一转一吸流程合并使用，取代两转两吸工艺。与两转两吸比较，一转一吸加Centaur尾

26、气处理工艺具有二氧化硫排放数量少，使用设备少、造价低、压力降小、热量回收率高及可以避免开、停车时造成环境污染等特点。这种方法的缺点是产生的硫酸浓度低，尾气中含有水蒸汽，会形成烟羽。1.5硫酸污水处理硫酸生产过程中含有SO3、H2SO4、As、Hg、悬浮物等有毒害物质。我们必须加入一定量的Ca(OH)2、FeSO4 、PAM等净水药剂来净化污水。流程见图1：图1 污水处理流程1.6二氧化硫尾气大气污染物综合排放国家标准(GB162971996)限定二氧化硫最高允许排放质量浓度为960mg/m3。受二氧化硫平衡转化率的限制，无论是以硫磺还是硫铁矿和冶炼烟气为原料，尾气中必定含有一定量的二氧化硫。硫

27、磺制酸工艺过程比较简单，操作条件与设计条件较为吻合，进转化工序的二氧化硫浓度和氧硫比较为稳定，采用两转两吸工艺制酸尾气较容易达标排放。第二章 工艺设计部分工艺上一般采用快速熔硫、液硫机械过滤、机械雾化焚硫技术，较多地采用“ 3 + 2 ”两转两吸工艺，并采用中压锅炉和省煤器回收焚硫和转化工序的废热，产生中压过热蒸汽。将澄清的溶融硫送入焚硫炉与空气雾化后于炉内焚化，产生高温二氧化硫炉气，经余热锅炉使炉气温度降至650680，进入转化器，本设计采用一次转化通过一、二、三段触媒，二次转化通过四、五次触媒。换热方式一次转化采用外部换热，二次转化的四、五段间采用空气冷激11。2.1快速熔硫与液硫过滤工段

28、熔硫工序一般采用快速熔硫和液硫机械过滤工艺，其中关键设备一是快速熔硫槽，二是液硫过滤器。固体硫磺经熔融，滤去固体杂质后，存于熔硫槽，维持熔硫温度在130145之间，熔硫贮槽的空间温度在115以上。由泵将熔硫打入硫磺雾化喷嘴，与经过干燥的空气混合而入炉燃烧。燃烧的空气是由鼓风机送入硫酸干燥塔，使水分含量降低到0.1g/m3以下，再经过除沫后送至焚硫炉和转化器。近年来为了节能，新设计的焚硫系统把鼓风机改设在干燥塔之后，使每吨酸能耗可降低10%左右。在焚硫炉产生的炉气，温度在8001000，SO2浓度在12%左右，经废热锅炉冷却到430左右，进入炉气过滤器，滤去杂质后与空气混合，使温度和SO2浓度都

29、达到合适范围后进入转化器12。为了防止杂质在过滤槽内沉降，在过滤槽内增设了搅拌器，这样几乎所有固体杂质都可在液硫过滤器内除去，从而大大减轻了过滤槽的清理难度并延长了清理周期。对于采用机械过滤工艺的装，在熔硫槽后再设自然沉降槽的意义不大，一是因为沉降时间短，大部分的固体杂质还是要带人过滤槽内并在液硫过滤器中除去二是增加了土建、设备和厂房的投资三是流程加长，操作程序增多，运行费用增加。出熔硫槽的液体硫成直接进人过滤槽，由过滤泵送人叶片式液硫过滤器过滤。为了防止停泵时液硫过滤器出口管道内的液硫返流人液硫过滤器，破坏过滤器内的滤饼，同时也为了操作工人的安全，过滤后的液硫最好不要直接送人液硫储雄，而是先

30、流人一低位中间槽，再由液硫泵送人液硫储旅储存。如果熔硫槽为多台，也可将过滤槽分为两台就近布置，以增加整个熔硫装置操作的灵活性。为节约用地，过滤槽、助滤槽和中间槽可以采用方形平底结构，并设计成一个整体，将叶片式过滤器布置在平台上，下部留有足够空间，以方便出渣和液硫排放。2.2转化工段转化一般采用进口催化剂、“3 + 1”两次转化工艺、“”换热流程。也有个别装里采用国产催化剂、“3 + 2”两次转化工艺。总转化率均要求达到99.8%以上，一些装置要求转化率达到99.83%以上，放空尾气中SO2含量低于700mg/ m3。由于要求较高的转化率，一般催化剂的装填盆较大。转化工序流程如图2-1：1 一段

31、省煤器;2 五段省煤器;3 ,7 省煤器;4 转化器;5 第二换热器;6 第三换热器;8 焦炭过滤器图2-1 转化工序流程图二氧化硫转化反应的基本原理二氧化硫转化反应的方程式13 2SO2+O2 触 媒 2SO3+Q从上述反应方程式可以看出SO2转化反应的特点，这个反应为可逆、体积缩小、放热的反应13。了解到这些特点我们可以确定一些具体的数学模型。平衡转化率：根据定义可以用下式表示：XT= (2-1)反应平衡常数Kp= (2-2)将（2-1）和（2-2）合并，便可以得到平衡转化率与平衡常数的关系式。 XT= = (2-3) 为了便于计算，我们把氧的平衡分压PO2换成SO2和氧的起始浓度。氧的平

32、衡分压： P（O2T）= (2-4)将(4)式代入(3)则可得， XT=若要计算XT,我们可以用试差法求解。 式中： P（SO2T） 二氧化硫的平衡分压 P（SO3T） 三氧化硫的平衡分压 P（O2T） 氧气的平衡分压XT 平衡转化率（%） Kp 反应平衡常数 a 二氧化硫的起始浓度（体积%） b 氧的起始浓度（%） P 气体总压力（大气压atm）二氧化硫转化三氧化硫工艺操作条件选择和选定理由前面我们对硫酸工艺已有所了解，但各种操作有其自身的因素而定。转化工艺的操作条件主要有三个：转化反应的温度、转化反应的进气浓度以及转化器的通气量。这就是转化操作的“三要素”，下面我们分述各个条件的选择理由。

33、.1转化反应的温度a.转化反应的温升情况转化反应过程中放出的热量，使气体温度升高，它与气体中二氧化硫含量有关。每段转化后气体温度升高情况可以用下式计算： tt0+(XT-X0)式中：t 出触媒层的气体温度， t0 进触媒层的气体温度， XT 出触媒层的转化率 X0 进触媒层的转化率 绝热系数，由转化反应过程中初始反应的气体浓度决定的，相当于转化率从0增加到100%的气体温度升高的度数。10.2a/Cv式中：a SO2的初始浓度，% Cv 平均温度下与转化率 XT0.5时的气体平均热容量，卡/米3采用平均温度为500，转化率为50%时，计算的二氧化硫浓度与值的关系如表2-1所示： 表2-1 二氧

34、化硫浓度与值的关系SO2浓度 %SO2浓度 %SO2浓度 % 2 59 6 173 10 278 3 88 7 200 11 303 4 117 8 226 12 328 5 145 9 252 13 506把值代入即可计算出一定的二氧化硫浓度和一定的转化率下，绝热反应过程中它温度升高值。二氧化硫气体的反应热，即没有移走，也没有损失，全部用于加热触媒和反应气体本身。这个过程称为绝热反应过程。气体的温度升高，所列数据值叫绝热温升值。知道这些值可以帮我们判断转化率和温度的数值是否正确。我们知道了已知温差如何求转化率的方法。反过来，我们知道转化率就可以求出温差。运用这种方法，在一段出口温度不准超过6

35、00情况下，不同二氧化硫的进气浓度，以平衡时的转化率算出一段进口的最高允许温度见列表2-2：表2-2 不同二氧化硫浓度下转化器一段进口的最高允许温度进气浓度SO2%5677.58910一段进口最高允许温度499470453445441428421b.转化反应的最适宜温度根据前面我们所述的转化反应和触媒的特性，选择转化操作的温度，应考虑以下几个要求：1.要保证能获得较高的转化率2.要保证在较快的反应速度下进行转化，以尽量减少触媒用量，或在一定量的触媒下能获得最大的生产能力。3.要保证转化温度控制在触媒的活性温度范围之内，即应该将转化反应温度控制在触媒的起燃温度之上，耐热极限温度之下。平衡转化率与

36、反应速度对温度的关系是矛盾的，所以必须根据较高的转化率，又要有较快的反应速度的两全齐美的原则来选择一个最适宜的操作温度。对于一定组分的进层都有一定的温度使反应速率最快，这个温度条件称为最适宜温度。这个温度可以用下式来计算14： T适=式中： XT 转化率，% a 二氧化硫的浓度，% b 氧的浓度，%我们如果把在某一种进气成分下的转化率与温度的关系作成图线，可看出平衡转化率与温度，转化率与最适宜温度以及平衡转化率与转化率的关系。现在我们可以看一下进气组分在某种触媒下温度与转化率的关系图，如图2-2：图2-2 温度转化率图从图中看出，平衡温度较适宜温度高。但在温度越高低平衡转化率和实际转化率差数愈

37、小，这主要是因为高温下的反应速度较低温时快，靠近平衡时反应速度变慢直到平衡时速度等于零。我们要在较低的温度下以较高的反应速度进行，同时有较高的转化率。这就要求我们在反应时移走能量。.2转化反应的进气浓度进入转化器的二氧化硫浓度是控制转化操作中最重要的条件之一，它的波动将引起温度、转化率和系统生产能力的变化。下面着重介绍几个问题的影响：a.进气中二氧化硫浓度与温度的关系：这个问题我们已在选择温度时作了解释，这里作图以便更清楚地了解其相互关系。如图2-3图2-3 不同二氧化硫浓度下转化率每变化1%温度升高的关系b.进气中二氧化硫浓度与转化率的关系：从表2-3中我们可以看出,通过第一次吸收在气体中除

38、去了SO3，氧硫比值大大提高，突破了原来的平衡关系，使转化率达到99%以上。表2-3 各段炉气SO2/O2比值同转化率的关系项目 一次转化 二次转化 一段 二段 三段四段进出出进出出转化率%60809699.5气体组成SO293.71.872.020.4050.011O28.66.055.185.615.244.67SO3-5.557.46微1.631.99O2 /SO20.9551.632.772.7812.84.44O2 /SO2 + SO30.9550.6550.5552.782.572.33N282.484.785.692.592.893.4c.进气的SO2浓度同生产能力的关系：在一定

39、的范围内，提高二氧化硫浓度，硫酸产量会增加，但转化率会下降。.进气的SO2浓度同生产能力的关系见表2-4表2-4 进气的SO2浓度与产酸量转化率之间的关系二氧化硫浓度%产酸量的增加% 总转化率%7.00 97.07.56.3 96.18.011.8 94.98.516.7 93.39.020.0 90.5d.进气中SO2浓度的适宜范围：在生产中控制的SO2的指标，除应考虑上述几个关系外，还要考虑环境保护和排放标准，另外还要考虑生产系统的可能性，触媒用量，设备的费用。因此控制二氧化硫浓度指标是一个极其重要的综合性的技术。对SO2进气浓度的选择，我们应综合考虑。我根据硫酸的原料来源等情况选择二氧化

40、硫的进气浓度为9%。下面介绍我的选择理由，主要从二氧化硫转化率角度考虑。1.二氧化硫浓度同生产能力的影响：二氧化硫浓度低能加快反应速度，但用的原料气增加，生产能力受鼓风机的影响也会下降。浓度过高也会如此。2.二氧化硫浓度对生产经费的影响：当a=8.59%时生产经费最底。但二氧化硫浓度在1%内变动对生产经费并无多大的影响。3. 最终转化率同相对成本的关系：我们用硫磺制得二氧化硫最终转化率97.598%时，生产成本较低，有尾气回收装置，转化率可以减小到9696.5%。表2-5 原料气组成不变(a=0.09)时优化结果ti-1ti xi431.5588 0.735531.5564 0.8095015

41、19 0.893461472.5 0.947451454.6 0.963根据以上情况和理由，我确定工艺流程操作参数二氧化硫浓度为9.0%，氧气浓度为8.6%，最终转化率99.5%左右。.3转化器的通气量通气量主要由硫酸的产量来决定的，其他还有阻层阻力、吸收率等因素的影响，我们可以由公式计算而得： V标= G酸22.4/(98XT吸C进) V实=V标式中： V标 标准状况下的通气量，m3/hV实 实际情况下的通气量，m3/hG酸 硫酸产量，kg/hXT 转化率，取0.995吸 吸收率，取0.99975C进 SO2进气浓度，0.09H出 鼓风机转化段出口负压，Pat 实际平均温度，工艺参数确定 前

42、面我们已对二氧化硫转化三氧化硫的各段参数定了一个范围，但是原料气组成，催化剂使用情况，换热器换热条件，系统状况发生变化或生产过程中出现其他变动使用设计所确定的操作参数或依靠经验改变操作参数都比较盲目。这就要求使整个系统始终处于最优操作状态下优化操作问题。在优化操作时，首先建立模拟真实过程的数学模型，利用现场操作数据，对实际操作状况做出评价，然后在评估基础上以实际换热条件作为约束，使用复合型优化方法，以产量作为优化目标，寻求能使现存系统操作最优的各主要操作系数。当然这项工作应该是经常性的，这样才能使反应系统始终处于最优的操作状态。二氧化硫催化氧化生成三氧化硫为放热反应且可逆，所以我们选定经验动力

43、学方程式，如下15： R= (2-5)对于国产S101型催化剂，当t470或x0.60时，k1=。当t470且x0.6时，我们取k1=。内扩散对宏观动力学的影响，可用内扩散效率因子表示 = （2-6）式中：D为SO2或SO3气体的相扩散系数，一般为0.44cm2/s实际反应速率为R,因此各段反应床层的空时为：i= dx/(R) (2-7)各床层按绝热过程处理 ti=ti-1+(xixi-1) (2-8)以上式中： xi-1、xi i段进、出气转化率 ti-1、ti i段进、出气温度， a、b 原料气中SO2、SO3的组成 k1 反应速率常数 kp 反应平衡常数 R 反应速率，kmol/m3s

44、D SO2的有效扩散系数，cm2/s 内扩散效率因子 床层绝热温升 i i段床层的空时，s对实际过程进行评价时，首先采用各段进出气温度及各段转化率等现场操作参数，由式（2-8）确定存在热损失及其他少量副作用反应时的实际温升若仍按绝热过程考虑，可称其为虚拟的绝热温升，将其带入式（2-8），可客观地求出实际反应过程中各段反应温度随转化率的变化关系。如果热损失为5%，此时绝热模拟温升值应比正常值低5%。由于各段的热损失不同及副反应的存在情况下不同，然后利用（式2-7），在计算机上数值积分可得到各段反应床层的实际空时。在处理总气量基本不变的情况下，也就相当于求出各段床层填充的催化剂体积。比较各段床层填

45、充的催化剂体积，即可看出各段填充的催化剂中还有多少是有效的。由于整个反应系统总阻力基本保持不变，故反应系统总处理气量可认为是定值。这时若一段与二段之间的冷激气占总气量y份，则一段气量为1y份，一段催化剂有效体积应为V1=1(1y)V0。其他各段不用冷激气，Vi=ViV0 这样在调整操作条件时，y值变化情况存在比较性。操作参数在小范围内调整，可以为在使用上述模型时对下面几个问题没有影响，流动系统决定的总处理量，各段床层的热损失，各段床层中副反应的存在情况及各换热情况等。这些问题可以看成与调整参数前相似，这样就可以将一定总处理气量下的最终转化率与原料气中二氧化硫含量乘积作为优化目标，将各段进气温度

46、作为优化参数，使用上述模拟真实过程的数学模型，同样使用式（2-8）及式（2-7），计算各段有效催化剂 能够实现的任务。得到调整后的操作参数的最终转化率。一段从ti-1、xi-1出发，对式（2-7）进行数值积分，直到空时达到i=Vi/(V0(1y)为止。V取决于ti及ti-1。其它各段数值积分到i=Vi/V0为止。因为式（2-5）中反应速率是以正反应速率的形式表示的。在调整操作参数时，反应速率以正值迅速下降至负值的方式，接近甚至超越平衡的限制，故在此时数值积分求取的i的迭加值会越来越小，而永远达不到各段有效催化剂空时限制，因此在数值积分时，反应速率出现负值时，就立即终止此段的计算是十分必要的。因

47、此实际过程中反应只要能越来越慢地接近平衡，而不会超越它。2.3吸收工段大多硫酸厂是使用硫酸来吸收转化后气体中的三氧化硫。三氧化硫被吸收后与其中的水化合成硫酸，其反应式如下16： nSO3+H2OH2SO4+(n-1)SO3+89247J由此反应可知，随着SO3与水量比例的变化，可以生成各种浓度的硫酸。若使n1，生成发烟硫酸；n1，生成无水硫酸；n1。则生成含水硫酸。硫酸吸收SO3气体的过程大体按下述五个步骤进行：a.气体中的三氧化硫从气相主体中向界面扩散；b.穿过界面的三氧化硫在液相中向反应区扩散；c.与三氧化硫起反应的水分，在液相主体中向反应区扩散；d.三氧化硫和水在反应区进行化学反应；e.

48、生成的硫酸向液相主体扩散。事实上气体中的三氧化硫不可能百分之百被吸收，只吸收气体中超过与硫酸相平衡的那一部分三氧化硫，超过的越多，吸收过程的推动力越大，吸收速度就越快。一般把被吸收的三氧化硫数量和原来气体中三氧化硫的总数量之百分比称为吸收率。 (ab)/a100% 吸收率，%a 进吸收装置的三氧化硫数量，molb 出吸收装置的三氧化硫数量，mol在实际生产过程中，一般用循环酸来吸收三氧化硫，吸收酸的浓度在循环过程中增加，需用稀酸或水稀释。与此同时取出循环酸作为产品酸。对浓硫酸而言，选择98.3%的浓硫酸作为吸收酸时，尽可能使气相中SO3的吸收率达到最完全的程度。浓度过高、过低均不适宜。吸收酸的

49、浓度低于98.3%H2SO4时，酸液面上的SO3的平衡分压较低，当气体中SO3分子向酸液表面蒸发并扩散到气相主体中与水分子相遇，形成硫酸蒸气，然后在空间冷凝产生细小的硫酸溶滴。溶滴酸雾很难完全分离，通常随尾气带走或排入大气。吸收酸的浓度越低，温度越高，酸液表面上蒸发出的水蒸气量越多。酸雾形成量越大，SO3将主要以酸雾形式而损失。吸收酸的浓度高于98.3%时，液面上水蒸气平衡分压接近于零，而SO3的平衡分压较高。吸收酸浓度越大，温度越高，SO3平衡分压越大，气相中的SO3不能完全吸收，使吸收塔排出气体中的SO3含量增加，随后在大气中形成酸雾。此外，吸收酸温度不能过高，若过高，酸溶液加剧蒸发，使液

50、面上的总压明显增加，从而降低了吸收率。转化后的气体温度也应低一点好，否则易形成酸雾。转化器一般控制在120左右，而酸温一般控制在6070。吸收流程配置的方式浓硫酸吸收三氧化硫气体一般在塔设备中进行。吸收三氧化硫是放热过程，随着吸收过程的进行，吸收酸的温度也随着升高。为使循环酸的温度保持一定，必须使之通过冷却设备，以除去在吸收过程中增加的热量。每个吸收塔除应有自己的循环酸贮槽外，还应有输送酸的泵（酸泵）。因此，吸收工序的设备应有吸收塔、酸槽、泵和冷却器组成。吸收工段的流程转化气依次通过浓硫酸吸收塔，用98.3%H2SO4浓硫酸吸收SO3后，气相中SO3含量为0.0210.4%。然后由浓硫酸的吸收

51、塔出口引至尾气处理部分或直接经过捕沫后放空。各塔喷淋用硫酸均由塔的上部进入，经过喷淋装置均匀分布在塔截面上，与来自塔下部的转化气逆流接触。吸收SO3的硫酸从塔底引出时，其浓度可以提高了。为维持入塔喷淋酸浓度的稳定，可在干燥塔和吸收塔之间进行串酸，必要时加入补充水。吸收工段主要工艺指标分析吸收塔的操作气速问题：填料塔的空塔气流速度设计通常取0.60.7m/s。但填料塔是一种比较稳定适应操作气体气速范围较大的设备，而且由于设计所用塔内填料面积是富裕的，所以塔的负荷可以有较大的波动而不致于影响干燥指标。实际生产中由于增产需要，空塔气速可提高到0.71.0m/s。循环酸酸温的影响：硫酸对设备的腐蚀能力

52、与硫酸的温度、浓度有很大的关系。在干吸工段所选用的酸泵大多数是国内生产的铸铁或不锈钢泵。这些材料的耐蚀性能在很大程度上取决于酸温的高低。酸泵的使用寿命的影响因素有：一是硫酸对酸泵金属材料的腐蚀，二是硫酸粘度对酸泵运转的关系，而这两个关系与酸温有直接的影响和联系。干燥酸温在45左右，而吸收温度可以在4548。总之，硫酸的酸温升高会使硫酸的腐蚀能力增强，还会使硫酸的粘度下降，造成酸泵润滑不良，因此控制干吸工序循环槽内的酸温在40以下，对酸泵的使用寿命有很重要的影响。炉气的入塔气温：炉气入塔气温低的情况下吸收效果一般是较差的。尾气中常带有酸雾，但入塔气温高也带来一些问题，大量显热带入塔内，使出塔酸温

53、过高，大大加剧了酸管道的腐蚀，同时也增加了浓酸冷却的负荷，使淋酸温度过高，也影响吸收率，一般控制在140160之间。2.4废热回收工艺17为了充分利用液硫燃烧热和转化反应热生产3.82MPa、450 中压过热蒸汽，在焚硫炉出口设置火管式废热锅炉生产中压饱和蒸汽，在转化器第一段出口设置一台高温过热器，在转化器第三段之后、气体进第一吸收塔前设置省煤器，在转化器四段后设置低温过热器和省煤器。对于“两次转化工艺，一般在第四段出口增设一台中温过热器。废热回收的汽水系统流程简述如下温度约104的合格的锅炉给水，经热管省煤器（、），加热到约250直接送人中压废热锅炉的汽包。炉水从汽包引出，沿下降管流人锅壳，经锅壳中的列管加热后产生汽水混合物, 再由锅壳顶部上升管送回汽包，经汽水分离后的炉水继续循环，饱和蒸汽则从汽包顶部引出，先后经低温过热器和高温过热器加热到450后送往用户。