《年产20万吨硫酸合成段工艺设计（附图）》9200字

年产20万吨硫酸合成段工艺设计目录摘要 31引言 51.1选题的目的及意义 51.2硫酸的性质 51.2.1物理性质 51.2.2化学性质 21.3硫酸几种不同的生产工艺及对比 21.3.1硫磺制酸工艺 21.3.2硫铁矿制酸工艺 31.3.3冶炼气制酸 31.3.4烟气对比 32工艺流程选择 42.1生产的基本原理 42.2生产方法的选择 62.3.1废热锅炉的选择 62.3.2焚硫炉的设计 72.3.3转化器的选择 72.3.4酸冷却器 72.3.5省煤器 72.3.6过热器 73工艺计算 83.1物料衡算 83.1.1已知条件 83.1.2系统物料衡算 93.1.3空气干燥 113.2焚硫 123.2.1炉气量 123.2.2进口量 133.2.3焚硫炉 133.3一次转化 143.3.1计算平衡曲线 143.3.2转化率的分配 153.3.3一转各段进出口物料衡算 163.4第一吸收塔 173.5二次转化 183.5.1计算平衡曲线 183.5.2二转各段进出口物料平衡 193.6换热器及换热面积的计算 203.6.1高温过热器 203.6.2第Ⅰ换热器 213.6.3第Ⅱ换热器 213.6.4第Ⅰ省煤器 223.6.5第Ⅰ低温过热器 233.6.6第Ⅱ低温过热器 233.6.7第Ⅱ省煤器 243.7第二吸收塔 254三废的来源及处理 264.1废气中有害物质 264.2废水处理 264.3废渣处理 265经济核算 275.1工程费用 275.2其他费用 285.3产品单元成本 286结论 29参考文献 29附录一硫酸生产总工段设备图 32附录二吸收塔设备条件图 33摘要：硫酸是一种无机化合物，化学式是H2SO4，最重要的\t"/item/%E7%A1%AB%E9%85%B8/_blank"含氧酸也就是硫酸。纯净的硫酸为无色油状液体，10.36℃时\t"/item/%E7%A1%AB%E9%85%B8/_blank"结晶。硫酸是一种重要的工业原料，可用于制造肥料、药物、炸药、颜料、\t"/item/%E7%A1%AB%E9%85%B8/_blank"洗涤剂、\t"/item/%E7%A1%AB%E9%85%B8/_blank"蓄电池等，也广泛应用于净化石油、金属冶炼以及染料等工业中。所以，硫酸的合成对现代人类生活有着极大的便利。本课题是年产20万吨硫磺制制酸工段设计，相比起其他合成硫酸的工艺，硫磺制酸简便了许多，节约了投资成本，产品质量高。该工段设计包含了主要设备选择、工艺流程配置、环境保护等。该工艺主要由三个部分组成:硫磺燃烧、转化和吸收。其原理主要就是：在焚硫阶段，硫与氧气反应生成二氧化硫（雾化蒸发），然后转化塔二氧化硫与氧气反应生成三氧化硫（转化反应和催化剂催化），最后在吸收塔中三氧化硫与水反应生成硫酸。此次吸收工段采用的是业内成熟的两转两吸工艺，此工艺能顾减少废水和废气，还能提升硫的利用率，节约了成本，还使避免了资源浪费。关键词:硫酸；工段设计；两转两吸;1引言1.1选题的目的及意义硫酸是我国重要的工业原料之一，广泛应用于冶金、石油等工业，其主要产地在云南(16.34%)、湖北(9.50%)等地，区域集中度较低。随着目前工业产业不断快速发展，各种化工产品的生产也得到快速发展。2016-2020年我国硫酸（折100%）产量均在九千万吨以上，2020年产量为9238万吨，同比增长1.3%[1]。目前硫酸的生产由于采用的原料不同，所以导致生产的工艺也形式各异。此次设计我以硫为原料生产硫酸大大简化了工艺，节约了投资成本，产品质量高。1.2硫酸的性质1.2.1物理性质纯硫酸普遍为无色的油状液体，密度1.84g/cm³，沸点337℃，任意比例的硫酸都能和水互溶，且能放出大量的热，让水达到沸腾状态。当它达到290℃时三氧化硫就会被释放出来，溶液变为98.54%的水溶液，而温度达到317℃时则会沸腾，形成共沸混合物。图1硫酸的结构式及键长浓度的差异不同浓度的硫酸有不同的应用，下表为一些常见的浓度级别差异表1-1硫酸浓度差异表H2SO4比重相应密度（kg/L）浓度（mol/L）俗称10%1.07～1稀硫酸29～32%1.25～1.284.25～5铅酸蓄电池酸62～70%1.52～1.609.6～11.5室酸、肥料酸98%1.83%～18浓硫酸（2）极性与导电性纯硫酸是一种介电系数大概为100的极性特别大的液体。正因为他有非常高的导电性，表明它的分子和分子之间可以相互质子化对方，而这种质子化对方的过程就被称为质子自迁移。如下所示：1.2.2化学性质腐蚀性在硫酸溶剂体系中，质子化很多物质产生离子型化合物正是因为H3SO4+经常起酸的作用：脱水性脱水是指根据水中氢和氧原子之间的组成，用浓硫酸除去非游离水分子或除去有机物质中的氢和氧元素的过程。就硫酸而言，脱水是浓硫酸的本质，而不是它的性质。浓硫酸具有脱水作用且很强，并根据脱水过程中水的组成比例将其除去。（3）强氧化性当还原剂的量和种类不同时硫酸还能被还原为SO2，S或H2S；例如，HBr，H2S和HI在还原剂过量的情况下将浓硫酸还原成不一样的物质：还原剂量不同时，产物也可能有所不同：1.3硫酸几种不同的生产工艺及对比1.3.1硫磺制酸工艺随着硫酸生产产业的不断发展，硫磺制酸工艺在当前硫酸生产中占据越来越重要的地位，并且有着越来越广泛的应用。对于硫磺制酸工艺而言，其在实际应用中所表现出的优点就是比较简便快捷，在整个生产中包括三个流程内容，即熔硫环节、焚硫转化环节以及干燥成品环节。其中硫磺制酸工艺中干燥成品工艺的优点就是所需要的时间比较短，成本也比较低，所产生的污染也比较少，已经成为目前应用十分广泛的一种方法，具有较高的应用价值[2]。1.3.2硫铁矿制酸工艺硫铁矿属于十分重要的一种硫源，在硫酸制备中也是十分重要的原料。在硫铁矿制酸工艺中，干吸及转化环节也是十分重要的一点。对于净化之后烟气，可促使其通入干燥塔中，使其中水分得以去除，通过干燥后可有效降低蒸汽中含水量，在通过鼓风机后可促使其进入转化工序中。在目前硫铁矿制酸工艺中，应用比较广泛的转化方法就是四段双接触工艺，在这种技术转化率比较高，其转化率基本上能够达到100%，可使原料浪费得以很大程度减少。总的来说，其优点就是资源比较丰富，成本相对比较到，具有较大的资源基础，但是这一工艺也存在缺陷，即需要的时间比较长，对于会对环境造成一定程度的污染。1.3.3冶炼气制酸在目前的硫酸生产过程中，冶炼气制酸工艺属于新型的生产工艺，其主要就是通过金属冶炼所产生气体实现硫酸制备的一种方法。对于不同生产厂家而言，采用冶炼气制硫酸过程中，设备和冶炼气的成分也会有所不同。并且相关工艺流程也有所差异。就目前实际情况而言，在硫酸的生产中，从气体中提取的酸有四种以上，它们是制干酸和冷凝酸、使不稳定状态发生变化、清除酸、仅清除酸的方法。它们改变了清除酸的方法。在上述四种方法的应用中，更多的用途是清除酸和产生两次酸，这一工艺有点就是对于硫具有较高利用率，并且可使硫酸生产质量得到较好的保障，对于环境所产生的污染也比较少，因而属于比较有效的一种生产方式，也是比较先进的生产方式，但是，这一工艺在实际应用中对于工艺技术水平具有较高的要求，需要相关技术人员能够充分掌握相关工艺，在此基础上才能够使硫酸制备得到满意效果。1.3.4烟气对比由于硫磺制酸炉气较为纯净，无需湿法净化，该工艺简单，但利用老煤气和液化气生产硫酸时，液化气经常受到煤气和液化气的破坏。[3]。2工艺流程选择2.1生产的基本原理二氧化硫氧化为三氧化硫的反应为：式中，P*SO3、P*SO2、P*O2分别为SO3、SO2、O2的平衡分压。在400—700℃范围内，其平衡常数与温度的关系为：由此可见，平衡常数在一定范围内随温度的升高而减小。平衡转化率在某一温度下反映了该化学反应可以进行的程度。其表达式为:若系统压力为P(MP)初始气体摩尔组成为:SO2a%，O2b%以100mol的初始气体混合物为计算基准，达到平衡时:被氧化的SO2量:aXTmol消耗的O2量:0.5aXTmol剩余O2量:b-0.5aXTmol平衡时混合气体的量:100-0.5aXTmol.故氧的分压可以表示为:故平衡转化率为：2.1.1温度的选择二氧化硫氧化为三氧化硫是可逆的放热反应，反应温度对反应有很大影响。但是催化剂不同，太高太低都不行。反应是由化学动力学控制，可由动力学模型用一般求极值的方法导出最佳温度计算公式[4]:则各段转化最佳温度:一段进口:383.2℃一段出口:590℃二段进口:495.5℃.二段出口:529.2℃三段进口:472.5℃三段出口:487.9℃四段进口:487.9℃四段出口:479.8℃五段进口:436℃五段出口:436.7℃2.1.2SO2最佳浓度选择二氧化硫和催化剂层的阻力关系密切，为了保证产量和收益，适宜的SO2浓度很重要。工业中，在此工艺条件下，二氧化硫的进口浓度在9.8%最合适。2.1.3催化剂的选择研制耐高温高活性催化剂在硫酸生产过程中非常重要。在本设计中催化剂采用国产的S107型催化剂。S107催化剂的主要物理化学性质见下表：表2-1S107催化剂的主要物理化学性质表颗粒尺寸（mm）φ5×（10～15）圆柱形堆积密度Kg/L0.5-0.6机械强度Kgf/cm2>15起燃温度（℃）360～370正常使用温度（℃）480～580最高耐热温度（℃）600反应速率常数可以直接使用下列公式：而转化率小于60%，温度低于460℃时则用下式:2.2生产方法的选择“两转两吸”硫磺制硫酸生产装置，干燥和吸收系统一般均设有“塔-槽-泵-酸冷却器-塔”的浓硫酸循环过程。此次选择的干燥吸收流程为三塔两槽三泵干燥酸与一吸酸混合流程[5]。图2-1干燥吸收流程图2.2.2转化流程的选择近年来硫酸生产工艺中二氧化硫的转化工艺采用两转两吸的工艺。其中心就是让该工艺的转化阶段稳定在某一个适宜温度下进行，保证他的热量平衡[6]。2.2.3硫磺制酸的废热利用最近几年硫酸的价格不断下跌，导致我国各个硫酸生产企业陆续的修建硫磺制酸工厂。与此同时，硫磺制酸工艺会产生大量的废热，将这些废热合理利用，又会是一笔不菲的经济效益。目前，硫磺制酸产生的积极效益竞争越来越激烈，废热利用已经成为了提高硫酸产品竞争的主力军[7]。2.3设备的选择2.3.1废热锅炉的选择目前废热锅炉有火管锅炉和水管锅炉两种。在上个世纪年末大多的硫磺制酸企业都是采用的水管锅炉。直到现在，一部分的大型硫磺制酸企业都是采用的运行良好的水管锅炉。但是火管锅炉其实也具有一系列的优点，上个世纪八十年代，北京等城市工厂引进了火管锅炉，但是一些工厂用了国产的火管锅炉后出现了一系列的问题。并不代表火管锅炉不好，而是国产火管锅炉还有待进步。总的来说，火管锅炉和水管锅炉各有各的特点，大型的硫磺制酸工厂大多都会采用火管锅炉[8]。2.3.2焚硫炉的设计硫磺燃烧装置也是硫酸硫磺燃烧的非常重要的设备。在硫磺燃烧厂的工作中，必须确保高质量的液态硫分配效果。另外，必须将细碎的硫与空气完全混合，以使液态硫完全燃烧。我国目前有两种主要的硫磺燃烧装置，一种是常用的圆桶型卧式硫燃烧器，另一种是扩大型卧式硫燃烧器。2.3.3转化器的选择近年来，我国依旧没能生产出流速高的转化器，不能让催化剂层中的炉气分布均匀。如果拥有了一定的理想条件，有两点要注意。第一，如果流速加快，催化剂层加高，阻力也会增加。第二，使用大环状钒催化剂，容积增加的同时相当于也增加了催化剂的高度。转化器的内部构建有两种形式：耐热铸铁材料制作形式和普通钢板加少量耐热材料制作形式。第二种只适合小型的转化器。其温度若是太高会导致事故塌陷，所以本设计采用第一种转化器[9]。2.3.4酸冷却器

本设计第一吸收塔的出塔酸温度偏高，所以应使用带阳极保护管壳式酸冷却器。目前我国年产百吨以内的大型硫磺制酸工艺都采用的这种酸冷却器，由于它的冷却效果好，操作也让人们信赖，得到了一致好评[10]。2.3.5省煤器

本次设计所用的都是采用的立式碳钢壳体的省煤器。只有一组盘管的是中间省煤器，有两组盘管的是最终省煤器，两管分别为：锅炉给水预热盘管和饱和蒸汽预热盘管。省煤器底部壳体中有耐酸衬里且装有密封罐，避免因为烟气冷凝而导致的腐蚀。2.3.6过热器将一级和五级出口过热器转换成合金钢的垂直矩形结构，布置在室外，高温和低温过热管从上到下排列。蒸汽和烟道气的流动方向相反，在两个过热器之间设置了一个喷水加热器，以调节出口的蒸汽温度，并且通风口和连接管在合金钢外壳的外部。两级过热器由入口和出口头以及螺旋翅片盘管组成。翅片线圈和肘部之间的直线部分是光滑的管。直翅片管穿过盒子放置在盒子中，进出管和弯头的两端都放置在肘盒中，便于安装和维护。3工艺计算3.1物料衡算3.1.1已知条件生产能力：200kt/a(98%H2SO4)年工作日：300天小时产量：转化率：其中:

x1、x2—分别表示第一、第二转的转化率;x—总转化率。考虑“3+2”流程，其中总转化率达99.8%;

取X1=93.5%,X2=96.9%,吸收率:99.98%

转化进口SO2浓度9.9%转化进口SO3浓度0.4%

产品酸浓度:

98.0%硫酸转化进口H2O(g)含量0.09g/Nm3实际设计小时产量为:硫磺质量：含S：含H20：0.24%含灰分：0.72%气象条件：取达州5月份平均气温作为设计温度：25.5℃；空气平均相对湿度：79.0%；年平均大气压：100.63kpa。3.1.2系统物料衡算转化进口气量的确定小时产酸所需要SO3量：第一次转化吸收SO3的量：设转化进气量为Mkmol/h，则吸收的SO3的量为：同理，第二次转化所得吸收的SO3量：解得：转化进口气体组成:

SO29.9%

SO230.4%

N2x%

O2(1-9.9%-0.4%-x%)对O2作物料衡算:

O29.9%+0.4%×1.5+(1-9.9%-0.4%-x%)

N2x%

解得：x%=79.158%O2=10.542%转化进气组成如下图所示：表3-1转化进气组成组成表组分SO2SO3O2N2合计量9.90.410.54279.158100转化气中含H2O（g）量：kg/h硫磺消耗量：每小时产酸量：23.6735t/hS→H2SO43298X23.6735解得：原料硫磺含硫99.04%，考虑硫处理过程中收率为98.5%，则原料硫磺的实际消耗量：每吨酸消耗的原料硫磺的消耗定额：消耗的空气量：转化器进口气体中N2的量：则干空气量为：转化器一段空气的平均分子量：由此可得干空气的平均分子量：（4）空气带入的水量：五月平均温度：25.5℃空气平均相对湿度：79%年平均大气压：100.63kpa25.5℃下饱和水蒸气压力用Antoine公式计算：式中，Pvp，bar(105pa)；T，K。其中A=11.6834，B=3816.44，C=-46.13。解得：Pvp=0.030222772bar，p*=3.033kpa因此干空气的湿含量为：故空气带入水量为：（5）空气干燥除去水量：空气带入水量为1237.1426kg/h硫磺带入水量，若考虑熔硫中水分除去率为90%，则精馏带入的水量为：转化进气带入水量：5.8043kg/h干燥过程除去的水量：干燥效率：3.1.3空气干燥空气用量干空气量：64620.8237Nm3/h水量：1237.1426kg/h干燥空气量：干空气量：64620.8237Nm3/h水量：干燥酸：进口酸温度：当地五月份平均温度为25.2℃，若考虑ΔT=10℃循环水温度为34.5℃，则酸温度为44.5℃。酸浓度：98%H2SO4作为干燥剂在44.5℃下，密度为1.812t/m3。干燥塔直径：空塔气速0.8m/s，主鼓风机设在塔后，操作压力：操作温度：操作气量：，则喷淋密度：12m3/(m2·h）喷淋酸量：其中，H2SO4:H2O:出塔酸量：其中，H2SO4:532.3700t/hH2O:出塔酸浓度：干燥塔填料容积取9m3/(Nm3·s)，填料高度为：3.2焚硫3.2.1炉气量SO2量：耗氧量：5331.3232Nm3/h炉气组成如下表所示：表3-2炉气组成表组分SO2SO3O2N2合计Nm3/h5331.3232215.40705677.051442627.967953851.7495%9.90.410.54279.1581003.2.2进口量S：7923.9kg/hH2O:1.8732kg/h干燥空气：64620.8237Nm3/h其中，O2=6812.3272Nm/hH2O=5.8043kg/hN2=51152.5516Nm/h3.2.3焚硫炉选用日本三井公司制造的卧式焚化炉，其容积热强度q取为160000kcal/(m3·h)时：式中：G——液硫的消耗量，kg/h,G取6011.2kg/hΔH——硫磺燃烧热，2217kcal/kgQ=GΔH=6011.2C×2217×4.1868=55796773.52kJ/h又则焚硫炉的净内长度L和内直径D的比值为而带入数据计算得：D=3.3589mL=9.404m3.3一次转化3.3.1计算平衡曲线已知平衡转化率式中:

P为操作压力(绝压)；

a%:原始气体混合物中二氧化硫的浓度；

b%:原始气体混合物中氧气的浓度；Kp:平衡常数;

(atm-0.5)；XT:平衡转化率；

其中:a=9.9

b=10.542

带入计算结果如下表，根据催化剂的适用范围，设初始温度为380℃，由试差法可计算出如下所示关于转化率温度数据：表3-3一转平衡曲线数据表温度（℃）平衡常数平衡转化率XT温度（℃）平衡常数平衡转化率XT380732.86830.995253028.9952390564.63860.993754024.39060.9728400438.40980.992055020.60270.8528410342.93120.989756017.47410.8309420270.15420.98705701487860.8071430214.27080.983758012.71650.7815440171.05550.979659010.90820.7542450137.40940.97486009.389960.7253460111.04290.96906108.11050.695247090.25170.96216207.02840.664048073.75830.95406306.11010.632149060.59870.94466405.32800.599750050.04070.93376504.65980.567251041.52470.92116604.08720.534852034.62040.90693.3.2转化率的分配总转化率x=99.8%一转x1=93.5%二转x2=96.9%吸收率99.98%各段准化率的分配：图3-4各段转化率分配表转化器一段二段三段四段五段转化率（%）7688.393.9899.62一转各段进出口物料衡算由前面算出，一段进口气体质量：2.8791tmol/h=2879.1kmol/h,其中由于一段转化率为0.76,其中二氧化硫和氧气分别被消耗一部分，三氧化硫的量增加，氮气不参与反应，所以一段出口气体的质量分别为：二段进口各气体质量等于一段出口各气体质量。二段出口各气体质量分别如下：三段进口各气体质量等于二段出口各气体质量。三段出口各气体质量分别为：一转各段进出口气体物料平衡表如下：表3-5一转物料衡算表SO2SO3O2N2合计一段进口18241.9776921.3129712.470463813.06492688.824一段出口4378.047618251.19076246.494763813.06492688.824二段进口4378.047618251.19076246.494763813.06492688.824二段出口2134.311421055.89485685.553863813.06492688.824三段进口2134.311421055.89485685.553863813.06492688.824三段出口1098.167122351.07525426.517863813.06492688.8243.4第一吸收塔一吸塔进口的气体组成和质量与出一转即三段转化出口的气体的组成和质量相同。一吸塔的吸收率为99.98%。SO3的吸收量279.3884×99.98%=279.3325kmol/h进口酸温度：70℃酸密度：98%H2SO4在70℃下，密度为1.7882t/m3。一吸塔直径和干燥塔直径一样操作压力：P=23kpa操作温度：T=170+273.15=443.15K操作气量：V0=70314.2158Nm3/h喷淋密度：13m3/(m2·h)喷淋酸量：其中H2SO4：H2O：形成H2SO4量则耗水量为出塔酸量：其中H2SO4：H2O：出塔酸浓度：98.91%-98%=0.91%填料高度：干燥塔填料容积取9m3/(Nm3·s)3.5二次转化3.5.1计算平衡曲线第二次旋转的计划转化率为96.9％，和一旋转的计算方法相同，这是由于来自第一吸收塔的废气的成分a=0.6959b=6.8772采取不同的温度并将其插入平衡转化率公式。平衡常数公式可以获取下表所示的温度和转化率数据：表3-6平衡曲线数据表温度（℃）平衡常数平衡转化率XT温度（℃）平衡常数平衡转化率XT3501685.0060.997849060.59870.94293601265.5200.997150050.04070.9317370958.96580.996251041.52470.9189380732.86830.995052034.62040.9043390564.36860.993553028.99520.8878400438.40980.991754024.39060.8695410342.93120.989455020.60270.8492420270.15420.986656017.47410.8270430214.27080.983257014.87860.8028440171.05550.979058012.71650.7769450137.40940.974059010.90820.7493460111.04290.96806009.389960.720347090.25170.96096108.11050.690048073.75830.95266207.02840.65873.5.2二转各段进出口物料平衡二段各种进出口物料平衡表如下图：表3-7二转物料衡算四段进口四段出口五段进口五段出口SO21098.167169.319569.319527.6769SO322351.075223637.134623637.134623678.1791O25426.51785169.30595169.30595161.0970N263813.06463813.06463813.06463813.064合计92688.824192688.824192688.824192688.82413.6换热器及换热面积的计算3.6.1高温过热器管程：一段出口气体t1=590℃t2=495.5℃壳程：冷凝水t3=30℃t4=45℃表3-8高温过热器管程流体数据表SO2SO3O2N2Cpm1（t1=590℃）47.46876.82529.38231.386Cpm2（t2=495.5℃）46.51875.78529.29031.274V%1.211%9.560%6.453%82.776%同理Δt1=600-495.5=104.5℃Δt2=45-30=15℃气体—水的传热系数为10-240kcal(m2·h·℃)，取K=150kcal/(m2·h·℃)则换热面积为：3.6.2第Ⅰ换热器管程：二段出口气体t1=529.2℃t2=472.5℃壳程：一吸塔出口气体t3=258℃t4=487.9℃表3-9热换热器管程流体数据表SO2SO3O2N2Cpm1（t1=529.2℃）46.83064.83629.31931.386Cpm2（t2=472.5℃）46.30662.55829.27131.171V%1.21%9.56%6.45%82.776%换热器的传热系数，在实际生产中一般为8.14—18.0w/(m2·k),取K=15.0w/(m2·k)换热面积3.6.3第Ⅱ换热器管程：三段出口气体t1=487.9℃t2=304℃壳程：一吸塔出口气体t3=80℃t4=304℃表3-10冷换热器管程流体数据表SO2SO3O2N2Cpm1（t1=487.9℃）46.57574.84429.29531.297Cpm2（t2=304℃）44.61274.23029.14330.500V%0.625%10.178%6.178%83.021%K=15w/(m2·℃)，同理：换热面积3.6.4第Ⅰ省煤器管程：三段出口气体t1=304℃t2=160℃壳程：冷凝水t3=30℃t4=45℃表3-11第一省煤器管程流体数据表SO2SO3O2N2Cpm1（t1=304℃）44.61274.23029.14330.500Cpm2（t2=160℃）43.037974.42229.05129.867V%0.625%10.18%6.177%83.020%K=174.450w/(m2·℃)，同理：换热面积3.6.5第Ⅰ低温过热器管程：四段出口气体t1=479.8℃t2=436℃壳程：冷凝水t3=30℃t4=45℃表3-12第一低温热器管流体数据表SO2SO3O2N2Cpm1（t1=479.8℃）46.37075.63229.27731.213Cpm2（t2=436℃）44.94975.21929.24131.042V%0.0447%0.656%6.573%92.727%K=174.450w/(m2·℃)，同理：换热面积3.6.6第Ⅱ低温过热器管程：五段出口气体t1=436.7℃t2=310℃壳程：冷凝水t3=30℃t4=45℃表3-13第二低温热器管程流体数据表SO2SO3O2N2Cpm1（t1=436.7℃）46.09174.21129.14030.483Cpm2（t2=310℃）44.57074.42229.05129.867V%0.0216%0.679%6.562%92.738%K=174.450w/(m2·℃)，同理：换热面积3.6.7第Ⅱ省煤器管程：五段出口气体t1=310℃t2=160℃壳程：冷凝水t3=30℃t4=45℃表3-14第二省煤器管程流体数据表SO2SO3O2N2Cpm1（t1=310℃）44.57074.21129.14030.483Cpm2（t2=160℃）43.03774.42229.05129.867V%0.0216%0.679%6.562%92.738%K=17.5w/(m2·℃)，同理：换热面积3.7第二吸收塔二吸收塔进口的气体组成和质量与二转即五段转化器出口的气体的组成和质量相同。二吸塔的吸收率为99.98%SO2:0.4325kmol/hSO3:295.9772kmol/hO2:161.2843kmol/hN2:2279.0380kmol/hSO3的吸收量：295.9180kmol/h进口酸温度：70℃酸浓度：98%H2SO4在70℃下，密度为1.7882t/m3。干燥塔直径取和干燥塔直径一样操作压力P=7.5kpa操作温度T=70+273.15=343.15k操作气量：操作气速=喷淋密度：13m3/(m2·h)喷淋酸量：其中H2SO4:H2O：形成H2SO4量则耗水量为出塔酸量：440.1618+29=469.1618t/h其中H2SO4：431.3585+29=460.3585t/hH2O：8.8032-5.3265=3.4767t/h出塔酸浓度：填料高度：干燥塔填料容积取9m3/(Nm3·s)则，二吸塔的出气量及组成如下表：3-15二吸塔出口气体组成表组成SO2SO3O2N2Kmol/h0.4325295.9772161.28432279.0380kg/h27.6823678.1765161.097663813.064%0.029925.54835.568768.85314三废的来源及处理4.1废气中有害物质排气塔的废气中仍然有少量的二氧化硫，一般含量约为0.5％。废气中二氧化硫的含量与二氧化硫的转化率直接相关，但在实际生产中，总转化率大于99％。废气中的二氧化硫含量难以达到排放标准。通常，废气被再循环。目前，废气回收方法主要包括氨-酸法和碱法。

4.2废水处理硫酸生产过程中排放大量的废水和废酸，这与炉气净化工艺有关。酸洗工艺排放含酸废水较少，水洗工艺排放大量废水。每1t硫酸产生10-15t废水。除硫酸外，废水中砷含量2-20mg/L，氟含量10-100mg/L，目前还含有铁、硒和矿尘。电石渣中和法或石灰中和法是硫酸工业废水处理的常用方法。4.3废渣处理当硫含量为25％至35％时，每1吨硫酸所产生的副产品为矿渣0.5至0.7吨，其中铁含量较低，并且含有一定量的有色金属，例如铜，铅，锌，和钴。废渣也可用作铁的辅助溶剂。水泥生产中的生铁原料和氯化剂（例如CaCl2）通过氯熔炼处理后，可以回收大多数有色金属和贵金属。炉渣可以用作制铁红，净水剂可以是液态三氧化铁和氢氧化铁[11]。5经济核算5.1工程费用(1)购买设备费用购买设备费用包括设备费用和运杂费用。1)设备费用:根据设备一览表中设备数量价格进行合算。表5-1设备价格一览表序号名称使用情况数量价格（万元）1熔硫槽熔硫115.842过滤器除杂质123温度控制器控制温度42.24泵传输115燃烧炉焚烧156鼓风机传输13.27干燥塔干燥1258转化塔转化1329省煤器输送41510换热器换热2311焦炭过滤器过滤1212吸收塔吸收22413循环槽储存217.214成品槽储存117.2合计23260.44

2）运杂费指运输设备的费用，大约为设备费用的8%。所以运杂费就为：运杂费=涉及费用×0.8%，即（2）电气仪表费用电气仪表费用大约按设备购置费的15%估算。故电器