硫酸工艺计算

1、硫酸工艺计算本计算基于本公司目前烟气量及烟气成分含量，对硫酸系统物料、热量进行衡算，并确 定主要设备的基本尺寸，填料、触媒装填高度，所需换热设备换热面积，转化保温层厚度等。一、电收尘转炉烟气进入3#电收尘器的含尘量约为10g / Nm3，烟气量约为30000Nm3 / h，艾萨 炉烟气进入3#电收尘器的含尘量最大可达20g / Nm3，烟气量约为37000Nm3 / h。净化动 力波入口混合烟气要求含尘量 0.4g / Nm3，根据转炉、艾萨炉烟气各自的特点，保险起见，3#电收尘器设计除尘效率取98%，有效驱进速度7.3cm/s ,4#电收尘器设计除尘效率 取99%，有效驱进速度8.5cm/s

2、，进入3#、4#电收尘器的烟气温度约为350oC，设计3#电 收尘器的入口压力为-1400儿，4#电收尘器的入口压力为-900Pa。进入3#、4#电收尘器的实际烟气流量为：Q =Q x 空 x 10135 = 30000 x 273+350 x 皿35 m3/h = 69420m 3/hx 转实转标 273101.35 + H273101.35 -1.4八 八 273+t101.35273+350101.35Q艾实=Q艾标 x 273 x 10135 H = 37000 x 赤x 的空 g m3/h = 85192m3/h则所需集尘板总面积分别为： TOC o 1-5 h z 1 .1_ 69

3、4201 八 1c3#_。转实厂 13600 0.0731 - 0.98m - mp 3#3#1 .1851921.1A = Q In=xx lnm 2 = 1282m 2c4#a艾实 4#1-门 4#3600 0.0851 - 0.99取3#电收尘内气体流速为1.2m/s ,4#电收尘内气体流速为1.55m/s，可得:-u3#ln(1-n 3#) = -1.2 x ln(1- 0.98) = 4.7-u4# ln(1门 4#) = -1.55 x ln(1- 0.99) = 7.1查硫酸工艺设计手册.工艺计算篇第103页表4-2-34得；n3# = 3n4# = 4。厂 Q 69420/电场

4、断面积分别为：危=商床m -16-23#厂 Q85192般F / =艾实一=m 2 = 15 m 24# 3600 u3600 x 1.554#以上计算根据公司目前生产实际情况计算，与现用电收尘器尺寸出入较大，主要原因是由于现用3#电收尘器的设计处理烟气量为161755m3/们设计除尘效率为98.5%，4#电收尘器的设计处理烟气量为46000Nm3 /龙，设计除尘效率为99.86%，设计进口含尘量比实际进口含尘量大的多。二、净化岗位净化工段控制指标：尘 0.005 g / Nm3As 0.001g / Nm3F 0.003g / Nm3酸雾 0.005 g / Nm3动力波出口烟气温度600C

5、填料塔出口烟气温度330C二段电雾出口烟气温度30oC计算时根据资料取去除酸雾部位比例为：动力波30%，填料塔20%，一段电雾40%，二段电雾10%。净化入口混合烟气成分含量见下表：Q = 67000Nm3 / h成分体积含量（）摩尔流量（Kmol/h）质量流量（kg /h）SO28.40251.2516080SO30.030.9072O27.50224.337179N258.571751.8749052CO214.50433.7119083H O11.00329.025922合计100.002991.08973882.1、各设备出口烟气含水量确定二段电雾出口烟气温度为300C，操作压力为-4

6、.5Kpa，水的饱和蒸汽压在300C时为4.25Kpa，根据硫酸生产技术第310页式(133)可得含水量为：出净化工段烟 气流量为：18 P184 25G =xho=xkg / Nm3 = 0.03689kg / Nm3h2o 电出 22.4 P 七作一PHO 22.4 101.33 4.5 4.25Q净出=(2991.08329.02 (251.25+0.90) x 0.02)x 22.4Nm3 / h = 59517Nm3 / h可得出净化工段烟气每小时带出水量为：59517 x 0.03689kg / h = 2196kg / h = 2.2m3 / h填料塔出口温度为33 0C，操作压

7、力为一3.7 Kpa，水的饱和蒸汽压在330C时为5.03 Kpa。动力波出口温度为600C，操作压力为-2.8Kpa，水的饱和蒸汽压在600C时为19.92 Kpa。同理可得:5.0318 P185.03G =xh2o=xkg / Nm3 = 0.04365kg / Nm3h o 填出 22.4 P /操操作一Pho22.4 101.33 3.7 5.0319.9218 P1819.92G =xH2O=xkg / Nm3 = 0.20363kg / Nm3h 2o 动出 22.4 P P操作一P%22.4 101.33 2.8 19.92出填料塔烟气每小时带出水量为：59517 x 0.04

8、365kg / h = 2598kg / h = 2.6m3 / h出动力波烟气每小时带出水量为：59517 x 0.20363kg / h = 12119kg / h = 12.1m3 / h动力波内水的蒸发量为：Q基发=12119 5922kg /h = 6197kg /h = 6.2m3 /h填料塔内冷凝水量为：12119 2598kg / h = 9521kg / h = 9.5m3 / h电雾除去水量：2598 2196kg / h = 402kg / h = 0.4m3 / h2.2、排污量、加水量、串酸量计算电雾收集酸沫回流到填料塔，动力波补酸由填料塔串酸补给，污水由动力波3#、

9、4#泵打 入沉降槽进行沉降后送往污水处理工段，可见排污量应为：根据SO3 + H O H2SO4，知80kg三氧化硫可反应生成98kg的硫酸，则生成硫酸” 98,量为72x kg / h = 88.2kg / h，动力波循环酸浓度为5%，每千克硫酸稀释为5%浓度的 80污酸需水量 19kg，可得排污量为 88.2 x 19 + 88.2kg / h = 1764kg / h = 1.8衡/h。加水量为88.2 x 19kg / h = 1675.8kg / h = 1.7m3 / h查阅近期动力波循环酸浓度仅为0.9%左右，则根据以上计算方法得实际排污量为9.8m3 / h，加水量为 9.7m

10、3 / h。操作上，加水由填料塔补水阀加入，动力波补水由填料塔循环泵出口串酸补给，则串酸 量应为动力波水的蒸发量加排污量，即：9.7 + 5.4m3 / h = 15.1m3/ h2.3、动力波相关计算2.3.1、热量平衡动力波入口温度28OoC，0 28OoC和0 6OoC各烟气成分的热容量分别为:成分摩尔流量 (Kmol/h)0 2800C的CpkJ / kmol.K所带热量x280kJ/h0 600C的 CpkJ / kmol.K所带热量 x60kJ/hSO 2251.2544.3211135.4041.8310509.79SO30.9059.1653.24O2224.3330.3768

11、12.9029.456606.52N21751.8729.2751277.2328.5349980.85CO 2433.7141.5418016.3138.5916736.87H O329.0234.2911282.1032.8522117.18合计2991.0898577.18105951.21注：出动力波烟气带水12119kg / h=673.28kmol / h由于SO的含量很少，假设在动力波中全部反应，生成硫酸雾，计算反应生成热量: 3由SO3( g) + H O (g) H2SO4 (g) + 89200kJ / kmolH 2 SO4(100%) H 2 SO4(5%) + q 稀

12、释17860 x n其中：17860 x n其中：q =稀释 n +1.798317860 x 103.44103.44 +1.7983J / mol = 17555kJ / kmol(上式计算参考硫酸工艺设计手册.物化数据篇第46页)得反应热：0反应=0.9 x (89200+17555)kJ / h = 960795kJ / h在动力波内消耗的总热量为：(98577.18 x 280) + 960795 - (105951.21x 60)kJ / h = 22205332.8kJ / h在600C时水的蒸发热为2358kJ / kg，蒸发量为6197 kg / h，则用于蒸发水的热量为:6

13、197 x 2358kJ / h = 14612526J / h设热量损失为5%，出动力波烟气带出热量为：22205332.8 x (1-5%) -14612526kJ / h = 6482540.16kJ / h则烟气出动力波温度为:6482540.16105951.21则烟气出动力波温度为:6482540.16105951.210C = 610C此计算值与设计值十分相近，在实际生产中，动力波进口温度很少达到2800C，一般 约为2650C，出口平均温度为570C左右，只有转炉造铜时入口温度较高，出口温度才会达到600C以上，说明计算较合理。2.3.2、动力波基本尺寸确定通过动力波的烟气量为

14、：Q =Q x 73 x 101.35 = 67000 x 273+60 x 101.35 m 3/h = 84047m 3/h 匕动实匕标273101.35 + H273101.35 - 2.8除尘降温过程气速一般在11 16m/s之间，在此取12m/s=43200m/h计算，本公司动力波循环泵所用型号为300UHB ZK 860 33，流量860m3 / h，扬程33m，足可满足工艺要求，溢流堰泵型号为150UHB - ZK -150 - 30，流量150m3，可得逆喷管横截m 2 = 1.97 m m 2 = 1.97 m 2w43200=1.58m；4=1.58m逆喷管直径为：DN逆飞

15、飞逆飞m逆喷管高度只要高于零烟气量时循环酸喷出高度即可。本公司动力波逆喷管DN1700，内径稍大于以上计算值，这同样是为了适应烟气量波 动较大的特点。动力波冷凝槽尺寸为DN4500 x 9300，设计依据是要有2m左右的循环酸 液位高度，充足的冷凝空间。2.3.3、沉降槽基本尺寸确定实际操作中排污量为9.8m3/们槽内停留时间取2h ,则所需沉降容积为:9.8 x 2m 3=19.6m 3沉积速度一般在0.2 0.4mm / s，在此取0.3mm / s=1.08m / h，所需沉降槽面积为:19.6A =m 2=18.15m2大概确定沉降槽直径为DN沉=大概确定沉降槽直径为DN沉=4 x18

16、.15已 m = 5m，考虑到沉降槽底部为圆锥体，丸固圆柱部分直径取6m计算，圆柱部分高度为：H =2 X 3600 X 0.3 m = 2.16m柱 1000圆锥部分角度为450，可得圆锥部分高度为3m，即沉降槽高度为5.16m，本公司所用沉降 槽规格为4 6000 x 5100，与此计算所得值相符。2.4、填料塔相关计算2.4.1、热量平衡填料塔入口烟气温度为60oC，出口烟气温度为33oC，成分摩尔流量（Kmol/h）0 600C的CpkJ / kmol.K所带热量 x60kJ/h0 330C的CpkJ / kmol.K所带热量 x33kJ/hSO 2251.2541.8310509.7

17、941.4810421.85O2224.3329.456606.5229.346581.84N21751.8728.5349980.8528.4249788.15CO 2433.7138.5916736.8738.1416541.70H O673.2832.8522117.1832.674715.26合计3298.44105951.2188048.80注：出填料塔烟气带水2598kg / h=144.33kmol / h水蒸汽330C时的冷凝热为-2420kJ / kg，冷凝水量为9521kg，则冷凝过程放热为:9521x 2420kJ / h = 23040820kJ / h循环酸带出热量为

18、：(105951.21x 60) + 23040820 - (88048.80 x 33)kJ / h = 26492282.2kJ / h工艺上要求出塔酸温v 460C，进塔酸温v 320C，460C时循环酸的比热为4.17kJ / kg.K，可得最小上酸量为:26492282.24.17 可得最小上酸量为:26492282.24.17 x (46 - 32)kg / h = 453790kg / h = 453.8m3 / h = 140CAt2 = = 140CAt2 = 60CAt -At=At 2In 1 At214 - 6lnM0C = 9.40C稀酸板式换热器的设计换热系数为51

19、00W /m2.K，则可得换热面积为:广 Q 26492282.2 x1000 F =m 2K xAt5100 x 3600 x 9.4=154m 2在实际生产中，由于循环酸和冷却水中杂质多，容易在换热器换热板上结垢，使换热器在考虑填料塔循环泵的最小流量时，应加上串入动力波的流量，即填料塔循环泵的最小 流量为：453.8 + 15.1m3 / h = 468.9m3 / h。本公司选用250UHB-ZK-600-30型泵，流量600m3 /h，是为了适应烟气波动较大的特点，确保硫酸系统安全、稳定运行。2.4.2、稀酸板式换热器换热面积确定酸侧：460C 320C水侧：260C 320C污垢系数

20、逐渐升高，从而大大降低换热器的传热系数，在炎热的夏季，由于气温较高，导致 对数平均温差减小，考虑到这些因素，我公司选用ED0.9-1.0-195-8型板式换热器三台， 单台换热器换热面积195m2，两开一备。2.4.3、填料塔基本尺寸确定填料塔内的填料选用新型填料海尔环，上部填有约14规格Dg 50的海尔环，比表面积 为101m2 /m3，空隙率93%，下部填装约34规格Dg76的海尔环，比表面积为75m2/m3，空隙率94%。空隙率94%。气相：600C 330C液相：32 0C 十 46 0Ct =27oC也=14oCt= L 匕=4 oc = 19.8C TOC o 1-5 h z t|

21、 27InIn -t14l查阅相关资料，传热系数取34.9W / m2.K，则得传热面积为: Q 26492282.2 x1000 八 F =m 2 = 10649m2K xAt34.9 x 3600 x19.810649所需填料体积为-31m3 = 130.66m3-x 75 + - x10144通过填料塔的烟气流量为:Q =Q x空x 101.35 = (3335.34x22.4)x竺坝x 皿誓 m3/h 匕填实 匕标273101.35 + H273101.35 - 3.7=94584.71m 3/h操作气速选0.8m/ s = 2880m / h，得填料塔横截面积为:m2 = 33m2Q

22、m2 = 33m2填填料层高度为:填料塔直径为:130.66H =m=4 mH选取填料塔力填填填料层高度为:填料塔直径为:130.66H =m=4 mH选取填料塔力填=2.2，得填料塔高度为:填H填H填=2.2 x DN填=2.2 x 6.4m=14.08m本公司选用填料塔规格型号为4 6000 x 14500，填料高度4.5m，内径小于计算值，但填料高度较高。所用填料量与以上计算所得值相差不大。2.4、电除雾器验证说明在操作中，电雾入口温度一般为350C，最高温度不超过400C，出口压力一般在-4.0Kpa，最大可达-5.5Kpa，通过烟气量为：Q =Q x 73 x 10135 = (28

23、06.39 x 22.4) x 273+33 x 10135 m3/h雾实 标 273101.35 + H273101.35 - 4.0=73357m 3/h本公司所用电除雾器规格SDDH -16，共四台，两并两串，工作温度 550C,工作 压力-10Kpa，单台处理烟气量46610m3 / h，可见实际烟气量已接近电除雾器的最大处 理气量，如果再提高气量，必将使除雾效果恶化，影响硫酸系统后续生产，但目前控制艾萨 炉下料量小于40h，现用电雾可满足生产。二段电雾出口开有4 200、4500配气孔各两个，其主要作用是在转炉造铜时SO2较高， 。2含量较低时适当打开配气孔增加O2含量，以保证此时转

24、化岗位有很高转化率。三、转化岗位本公司采用W I-III 11,3 +1两转两吸工艺，拟定转化器各层出口转化率为:一层出口： 65%二层出口： 84%三层出口： 96%四层出口： 99.5%进转化岗位气体摩尔流量为：成分摩尔流量(Kmol/h)SO 2251.25O2224.33N21751.87CO2433.71H O0.37合计2661.53硫酸生产技术介绍高温转化气在管道内的操作气速 12 r 20m/s为宜，在此取15m/s计算，通气量为148076m3/h，计算见触媒用量计算。DN管道 DN管道 V 3600 x 0.785 x w丫管道148076m = 1.71m3600 x 0

25、.785 x18本公司转化岗位管道规格为41800。3.1、转化岗位物料衡算根据转化反应方程式：SO2 + 202 T SO3 + 95.72灯可知，生成1mol SO3要消耗1mol SO 和 0.5mol O。转化器一层出口：生成 SO3 的摩尔流量为：251.25X 0.65kmol / h = 163.31kmol / h剩余SO 的摩尔流量为：251.25 163.31kmol/h = 87.94kmol/h 2剩余 O 的摩尔流量为：224.33 (163.31X 0.5)kmol / h = 142.68kmol/ h2N2、CO2、H O的摩尔流量在转化岗位不变。根据以上分析方

26、法，同理可以算出：转化器二层出口：生成 SO3 的摩尔流量为：251.25 X 0.84kmol / h = 211.05kmol / h剩余 SO 的摩尔流量为：251.25 211.05kmol / h = 40.20kmol / h2剩余 O 的摩尔流量为：224.33 (211.05 x 0.5)kmol / h = 118.81kmol / h2转化器三层出口：生成 SO3 的摩尔流量为：251.25 x 0.96kmol / h = 241.20kmol / h剩余 SO 的摩尔流量为：251.25 241.20kmol / h = 10.05kmol / h2剩余 O 的摩尔流量

27、为：224.33 (241.20 x 0.5)kmol / h = 103.73kmol / h2设计一吸和二吸的吸收率都为99.95%，则进入转化器四层的SO3的摩尔流量为：241.20 x (1 0.9995)kmol / h = 0.12 kmol / h转化器四层出口：总 SO 的摩尔流量为：251.25 x 0.995kmol / h = 250.00kmol / h3出口 SO3 的摩尔流量为：(250.00 241.20) + 0.12kmol / h = 8.92kmol / h剩余SO 的摩尔流量为：251.25 250.00kmol/h = .25kmol/h2剩余 O 的

28、摩尔流量为：224.33 (250.00 x 0.5)kmol / h = 99.33kmol / h23.2、转化岗位热量衡算烟气通过SO风机，在风机内强烈的摩擦碰撞，烟气温度将上升约35。C,干燥塔出口 2烟气温度为560C左右，则烟气在SO风机出口的温度为910C。转化器一层入口温度要求 2在4300 C左右，出口 kJ / h塔出口烟气 摩尔流量（Kmol/h）0 700C的CpkJ / kmol.K所带热量kJ / hSO 210.0543.88103633.5910.0541.9529511.83O2103.7330.18735684.28103.7329.49214129.84N

29、21751.8729.1311992513.681751.8728.573503564.81CO 2433.7141.004178795.85433.7138.711175223.99SO3241.2057.803276219.600.1251.42431.93合计2540.5620286847.002299.484922862.40设热量损失为5%，则热损失量为:Q一损失=(21504336.00+882410.66+20286847.00 ) x 0.05kJ / h = 2133679.68kJ / h凉水塔冷却水带走热量为：Q水带=21504336.00+882410.66+20286

30、847.00 - 2133679.68 - 3796846.284922862.40kJ / h = 31820205.30kJ / h二吸系统热量平衡：反应放热：Q一反=8.916 x 89.2 x 103kJ / h = 795307.20kJ / h稀释放热：Q一稀释=3660.24 x 8.916kJ/h = 32634.70kJ/h在实际生产中，一吸塔入口烟气温度为155。C左右，出口烟气温度为680C左右，则一吸塔进出口烟气带热量：成分塔入口烟气摩尔流量(Kmol/h)0 1550C的CpkJ / kmol.K所带热量kJ / h塔出口烟气 摩尔流量(Kmol/h)0 680C的C

31、pkJ / kmol.K所带热量kJ / hSO 21.2542.978325.441.2541.923563.20O299.3329.83459267.1599.3329.48199120.89N21751.8728.867836640.071751.8728.533398697.88CO 2433.7139.912682951.75433.7138.681140761.39SO38.9254.8775863.260.00451.3313.96合计2295.0811063047.672286.164742157.32设热量损失为4%，则热损失量为：Q一损失=(795307.20+32634.

32、70+11063047.67 )x0.04kJ /h = 475639.58kJ /h凉水塔冷却水带走热量为：Q一水带=795307.20+32634.70+11063047.67 - 475639.58-4742157.32kJ / h = 6673192.67kJ / h干燥循环槽串酸至一吸循环槽，串酸管设置在酸冷器出口，而一吸循环槽串酸至干燥循环槽的串酸管设置在泵出口，这样一来相当于干燥酸冷器分单一部分一吸冷却任务，分担冷却热量为：Q =31820205.30 x 28.31 kJ / h=2324122.84kJ / h为 干分担570 x 0.68循环槽内酸温控制指标为，干燥660

33、C，一吸950 C，二吸780 C，94.25%H2SO在950 C时热容量为1.60kJ/ kg.K，660C时为1.56kJ/ kg.K，一吸串干燥酸95 660C放热为：(1.60 x95 -1.56 x 66) x50966.21kJ / h = 2499382.94kJ / h干燥串一吸酸66 950 C吸热为：(1.56x 66 -1.60 x 95) x 53156.27kJ / h = -2606783.48kJ / h得出各酸冷器热负荷为：干燥酸冷器 Q =2039860.23+2324122.84+2499382.94干冷+2606783.48J / h=9470149.4

34、9J / h一吸酸冷器Q一冷=31820205.30 - 2324122.84 - 2606783.48kJ / h=26889298.98kJ / h二吸酸冷器 Q =6673192.67 kJ / h二冷干燥酸冷器：酸侧：66oC 55 oCA = 11oC水侧：28oC 33oCAt2 = 5oCAt -At _=At 2 ln 1At211 - 5oC = 7.60C ln115酸冷器的传热系数一般在1000 1400W /m2.K，由于干燥酸冷器温差小，在此取1150W /m2.K计算，则可得换热面积为：F =9470149.49 x1000 m 2 = 301m 2干冷 K xAt

35、1150 x 3600 x 7.6一吸酸冷器：酸侧：95oC 680C= 270C水侧：28水侧：280C 370CAt2 = 9oCAt= Ati At2 = 279 0C = 16.40C TOC o 1-5 h z 1 At1 27In iIn At92由于干燥酸冷器温差大，在此取1300W / m2.K计算，则可得换热面积为:F =。一冷=26889298.98 x 1002 = 352一冷K xAt = 1300 x 3600 x 16.4 m = m二吸酸冷器:酸侧：850C 750C= 100C水侧：280C 360CAt2 - 80CAt二At At二At -At 12】AtI

36、n1At10 - 8ln100C - 9.00C由于干燥酸冷器温差较大，在此取1200W /m2.K计算，则可得换热面积为:F =4- 6673192.67x1000m2 - 172m2 二冷 K xAt1200 x 3600 x 9.0本公司干吸岗位所用酸冷器换热面积分别为，干燥305m2，一吸262+100m2=362m2， 二吸182m2，以以上计算相符，目前可满足生产。4.3、干吸岗位设备基本尺寸确定硫酸生产干吸塔的操作气速一般在0.8r 1.5m/S之间，根据所选填料类型取值有所不 同，本公司所用填料为异鞍环和十字环，装填方式为塔底部放有少量大十字环，防止尺寸较 小的异鞍环填料落下，

37、中间填有大量* 76异鞍环，上部再填装少量 25异鞍环，以达到充分布液的效果。干吸塔各塔入口温度及压力根据实际生产监控值确定，则各塔进口气量分别为:Q =Qx 273+干入 x101.35=(2783.16 x 22.4)x M x 顶”5 m 3/h干实 干标 273101.35 + H 干入273101.35 - 4.0-72036m 3/hQ =Q x 竺Lg = (2540.56 x 22.4) xx-实 一标 273101.35 + H 一入273101.35“m 3/h 101.35+10101.35“m 3/h 101.35+10Q二实二。二标Q二实二。二标273+t101.35x二入 x273101.35