化学反应工程课程设计

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一．设计方案简介

1.1 硫酸的性质

硫酸是三氧化硫（SO3）和水（H2O）化合而成。化学上一般把一个分子的三氧化硫与一个分子的水相结合的物质称为无水硫酸。无水硫酸就是指100%的硫酸，又称纯硫酸。纯硫酸一般为无色透明的油状液体，分子量为98.08。硫酸分为发烟硫酸、浓硫酸和稀硫酸，硫酸中不含水而存在游离S03时成为发烟硫酸，当硫酸水溶液中硫酸质量百分数≥75%的硫酸叫做浓硫酸，而把硫酸质量百分数在75%以下的硫酸水溶液叫做稀硫酸【1】。

硫酸是强酸之一，具有酸的通性，但浓硫酸有其特殊的性质。具有相对密度大、沸点高、液面上水蒸气的平衡分压极低等物理特性和吸水性、脱水性和强氧化性等化学特性［2］。硫酸有很强的吸水性，能吸收气体中的水蒸气，也能吸收液体中的部分水分，从而使气体干燥，溶液发生相应的变化。浓硫酸的脱水性是指其能将部分物质中的氢、氧元素按原子个数比为2：1的比例夺取出来并生成水。质量分数为98.3%的浓硫酸其沸点为338℃,与其它常见的酸相比,沸点较高,是一种难挥发的强酸。硫酸无论是用水稀释还是与其它液体混合，都会放出大量的热。浓硫酸具有强氧化性，不仅能氧化活泼性位于氢以前的金属，而且能氧化部分非金属单质，活泼性位于氢后的金属及某些含有低价态元素的化合物或离子。 硫酸的用途

硫酸的用途非常广泛，是最重要的化工原料之一。

硫酸最主要用途是生产化学肥料，用于生产磷铵、重过磷酸钙、硫铵等。在中国，硫酸产量的60%以上用于生产磷肥和复肥。

在化学工业中，硫酸是生产各种硫酸盐的主要原料，是塑料、人造纤维、染料、油漆、药物等生产中不可缺少的原料。在农药、除草剂、杀鼠剂的生产中亦需要硫酸。

在石油工业中，石油精炼需使用大量硫酸作为洗涤剂，以除去石油产品中的不饱和烃等杂质。

在冶金工业中，钢材加工及成品的酸洗要用硫酸；电解法精炼铜、锌、镉、镍时，电解液需使用硫酸；某些贵金属的精炼亦需用硫酸溶去夹杂的其它金属。

在火、炸药及国防工业中，浓硫酸用于制取硝化甘油、硝化纤维、三硝基甲苯等炸药。原子能工业中用于浓缩铀。运载火箭所用燃料亦离不了硫酸。

1.2 硫酸生产工艺简介

按二氧化硫的氧化方法不同，可把硫酸生产方法分成两类。一类是硝化法，另一类是接触法。根据制酸原料不同，又可把接触法分成：硫铁矿制酸、硫磺制酸、冶炼烟气制酸、硫酸盐制酸及含硫废液制酸。

硝化法又包括铅室法和塔式法，它们均是以氮氧化物为媒介，使二氧化硫在氧气及水存在的情况下生成硫酸。用该方法制得的硫酸，H2SO4含量低（<78%H2SO4），杂质含量高（主要含有尘及氮氧化物），且需耗用大量硝酸或硝酸盐，远远满足不了染料、化纤、有机合成、

1

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石油化工等部门的要求。因此，此法的发展受到限制。

下面具体介绍一下接触法生产硫酸的工艺【2】： ? 二氧化硫的制备

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首先以硫铁矿为初始原料，制成含二氧化硫的原料气。硫磺燃烧生成二氧化硫是放热过程。当以硫磺为原料时，可用蒸汽将硫磺熔化，很细的热液态硫磺雾滴（约145℃）被喷射进入焚烧炉与干燥的空气混合反应：

S?O2?SO2?Q

以硫铁矿为原料的生产工艺中，硫铁矿在焙烧炉中于800-1000℃温度下通入空气燃烧，生成二氧化硫和氧化铁：

4FeS2?10O2?2Fe2O3?8SO2?Q

矿石焙烧炉一般分为多室焙烧炉、回转窑和沸腾炉。

? 含二氧化硫原料气的净化

由硫铁矿燃烧得到的含二氧化硫原料气体中，含有矿物粉尘、氧化砷、二氧化硒等杂志，在进入下一步工序前必须进行除尘和净化。

含二氧化硫气体的净化工艺分为水洗和酸洗两种。酸洗法采用稀硫酸来洗涤矿石燃烧炉气，先后去氧化砷、二氧化硒等杂志，再经过冷凝器和电除尘除雾去酸雾。最后，经过干燥塔得到净化后的干燥二氧化硫原料气体。

? 二氧化硫氧化为三氧化硫

二氧化硫氧化为三氧化硫的反应式为：

SO2?12O2?SO3?Q

该反应仅在催化剂（V2O5）存在时才能获得满意的反应速率。由于是放热反应，所以在低温下会获得较好的三氧化硫平衡产率。但是，反应温度过低又导致反应速率下降，所以一般选取催化剂正常工作所需的温度410-440℃作为反应温度。

? 三氧化硫的吸收

SO3?H2O?H2SO4?Q

尽管硫酸最终按上式经过三氧化硫与水的结合生成硫酸，但生产中往往采用浓度为98.5%-99%的硫酸而不是水来吸收三氧化硫。这是因为水蒸气与三氧化硫会在气相中生成硫酸，冷凝形成大量酸雾，造成操作条件恶化，吸收效率降低。用高浓度硫酸吸收三氧化硫时，

2

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需要向循环酸中补充适量的水，以保持吸收用硫酸的浓度恒定并得到所要求规格的成品硫酸。

吸收操作是首先用气体冷却器将反应气体冷却至180-200℃，然后进入填料吸收塔，硫酸在塔中从上往下喷淋与反应气体逆向接触，是三氧化硫转化为硫酸。硫酸吸收剂在重新返回吸收塔之前喜用水或空气冷却器降温，移走吸收过程产生的热量。

1.3 硫酸转化器设计

常用的转化器有外部换热式转化器、内部换热式转化器、径向转化器、卧式转化器、非稳态转化器。

随着硫酸工业的发展，转化工艺流程经历了很大变化。转化流程主要有“一转一吸”和“两转两吸”两大类，“一转一吸”流程亦为一次转化一次吸收，由于受催化剂用量及平衡转化率的限制，该工艺可能达到最终转化率为97%～98%，显然硫的利用率不够高，尾气中二氧化硫的含量远远超过排放标准，因此该工艺已逐渐被淘汰。“两转两吸”流程为两次转化两次吸收工艺，可能达到的最终转化率大于99.5%，该工艺所采用的段数组合有“2+1”三段转化、“2+2”和“3+1”四段转化、“3+2”五段转化流程。为了适应催化剂的活性，南化集团设计院应燮堂提出将高浓度二氧化硫烟气分别稀释成20%用国产的普通催化剂采用三转三吸方法制酸，并对此作了技术论证，结论是高浓度二氧化硫用三转三吸流程制酸技术可靠，经济合理，值得推荐［4］。转化工艺在中国的情况如表2所示【3】：

表1 转化工艺的发展情况

年份 1949年以前 1953年 1958年 1963年 1964年 1965年 1966年 1972年 1981年 1988年 1989年 转化器形式 一次二段 一次三段 一次四段 一次四段（炉气冷激） SO2气浓 % 转化率 % 生产能力t/d 6～7 6.5～7.5 7～8 7～8 ～92 94～96 96～97 95～96 95～97 96～97 98～99 98～99 99～99.3 99～99.3 ～99.7 ～100 ～200 120～150 ～200 ～300 ～400 ～15～2×28 240 120～150 600 60 一次五段（炉气冷激） 7.5～8.5 一次五段（空气冷激） 两次四段（3+1） 两次四段（3+1） 两次四段（3+1） 两次四段（3+1） 两次五段（3+2） 8～9 ～9 ～9 8 8.5 9 本设计我采用的外部换热式转化器。

1.4 硫酸转化催化剂简介

硫酸生产的催化剂经历了从铁催化剂、铂催化剂到钒催化剂的发展过程，目前世界上硫

3

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酸生产都使用钒催化剂，中国生产的钒催化剂主要有S101、S106、S107、S108、S1，等型号，国外也形成了以美国孟山都化学环保公司、丹麦托普索公司等为主的LP系列和VK系列催化剂【4】。

最新研制开发的S-H型宽温抗毒SO1氧化制硫酸催化剂，是一种无毒、无污染、高性能的制酸催化剂，具有起燃温度低，寿命长，使用阻力小，节能降耗等特点，特别适用于大型制酸企业，其性能达到了国际先进水平。

含铯催化剂的研制和开发成功提高了转化过程的总转化率，降低尾气中二氧化硫浓度。含铯催化剂具有起燃温度低、活性高的特点，与传统的钒催化剂相比，起燃温度低20～40℃，适用于处理二氧化硫浓度较低的气体或用富氧空气产生的二氧化硫浓度较高的气体。丹麦TOPSE公司于1996年开发VK69新型含铯催化剂，该催化剂改进了载体，使用新型粘合剂，提高了催化剂的孔隙率；外形采用菊形，同一直径下比表面积比环形大约1.5倍；催化剂中V2O5含量提高25%，铯的存在保证了钒活性【4】。

【4】

二． 工艺计算

2.1 硫平衡的计算

转化为33000t硫酸所需的硫的量为： ns?（2—1）

?33000?103mMH2SO4t?1?净化?1?吸收?1?总

98?300?24?198.5%?199.95%?199.5%

?47.743Kmol/h硫铁矿焙烧炉出口气体的量为：

n总?ns12%?0.1%?47.74312%?0.1%?394.570Kmol/h

∴焙烧炉出口气体中

nSOnSO2,炉?12%n总?12%?394.570?47.348Kmol/h

3，炉,?nS?nSO2?47.743?47.348?0.395Kmol/h

2.2 焙烧耗氧量

根据下列化学反应方程式

4FeS2?11O2?2Fe2O3?8SO2 ○1

4

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SO2?12反应工程课程设计

O2?SO3 2

○

反应○2消耗的SO2、O2的量为：

nSOnO2,2?122，耗?nSO3?0.395Kmol/h

12?0.395?0.198Kmol/h

nSO3?反应○1生成的SO2的量为：

nSO2,总?nSO2,炉?nSO2,耗?0.395?47.348?47.743Kmol/h

反应○1消耗的O2的量为：

nO2,1?118?47.743?65.647Kmol/h

∴焙烧的耗氧量为：

nO2?nO2,1?nO2,2?65.647?0.198?65.845Kmol/h

2.3 N2的量

根据nO:nN?20.4:79.6（西宁地区）可知，

22nN2,1?79.620.4?nO2?79.620.4?65.845?256.925Kmol/h

2.4 进入转化器一段的气体总量

净化后的的SO2量为：

nSO2??净化nSO2,炉?47.348?98.5%?46.638Kmol/h

∴进入转化器一段的气体总量为：

n总?nSO27.6%?46.6387.6%?613.638Kmol/h

（其中7.6%为一段转化器入口SO2浓度的摩尔百分比）

2.5 进入一转的O2、N2的量

转化器中补充的空气的量为：

n补?n总?nN2?nSO3?613.658?256.925?46.638?310.095Kmol/h

5

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20.4100100反应工程课程设计

?63.259Kmol/h其中：

nO2?310.095?nN2,2?310.095?79.6

?246.836Kmol/h∴进入一转的O2的量为：nO?63.259Kmol/h

2进入一转的N2的量为: nN?nN22,1?nN2,2?246.836?256.925?503.761Kmol/h

2.6 转化器各段压强的计算

“2+2”式转化器的工艺流程图如下图所示：

一吸二吸

“2+2”式转化器工艺流程图

已知换热器的压降是100mmH20,一吸的压降是200 mmH20。

表2 转化器各段的压降

段数 压降（mmH2o） 一 200 二 150 三 150 四 100 所以各段的进出口压降为：

一段进口：P=2000-100-100=1800 mmH20（表） 一段出口：P=1800-200=1600 mmH20（表） 二段进口：P=1600-100=1500 mmH20（表） 二段出口：P=1500-150=1350 mmH20（表） 三段进口：P=1350-100-200-200=850 mmH20（表）

6

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三段出口：P=850-150=700 mmH20（表） 四段进口：P=700-100=600 mmH20（表） 四段出口：P=600-100=500 mmH20（表） ∴一转的压强为：

P前??1800?13502?1576mmH2O(表）?6反应工程课程设计

1000?9.8?1576?10101.325?77.314

?0.915atm二转的压强为：

P后??850?5002?675mmH2O(表）?6（大气压：77.314kPa 西宁地区）

?77.314?0.828atm1000?9.8?675?10101.3252.7 一转平衡曲线的绘制

二氧化硫转化为三氧化硫，其平很转化率有下式算出： xT?kP?kP100?0.5axTP(b?0.5axT)

（2—2）

式中 xT——平衡转化率，%； KP——反应平衡常数； a——二氧化硫初始浓度，%； b——氧的初始浓度，%； P——气体总压力，大气压。

反应平衡常数kP，在400—700℃之间时，可用下式求出： lgkP?（2—3）

式中 T——绝对温度，oK。

一转二氧化硫的初始浓度a=7.6%=0.076，氧气的初始浓度为：

4905.5T?4.6455

7

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nO2nO2?nSO2?nN263.25963.259?503.761?46.638反应工程课程设计

??0.103b?

氮气的初始浓度为：

c?nN2nO2?nSO2?nN2?503.76163.259?503.761?46.638?0.846

最佳温度为： T适?4905??xlg?b?0.05x?(1?x)?100?0.5ax?????4.937???

（2—4）（2—2）式，由于两边都有xT项，所以要用试差法求解，将380℃至820℃间的温度数代入上面三式，算出一转的平衡转化率和最佳温度如下表所示：

表3 一转的平衡转化率和最佳温度

T(℃) KP X T适℃ 380 0.994 360.5 420 0.985 395.3 460 0.966 430.4 500 0.927 468.1 540 0.863 504.7 580 0.770 541.4 620 660 700 740 780 820 732.868 270.154 111.043 50.041 24.390 12.716 7.028 4.087 2.485 1.572 1.029 0.695 0.656 0.532 0.414 0.313 0.233 0.172 577.6 613.4 650.2 686.1 721.6 757.1 ∴一转的平衡曲线及最佳温度曲线见附表（二 ）

2.8 转化器一转一段的计算

首先，假设第一段出口的转化率为x1-出=77%，其进口转化率为x1-进=0. 那么，第一段出口SO2，SO3，O2，N2的量分别为：

nSO2,1?出?nSO2?（1?x1-出）?46.638?（1?77%）?11.146Kmol/h

nSO3,1?出?nSO2?x1-出?46.638?77%?35.492Kmol/h

nO2,1?出?nO2?12nSO3x1?出?63.259?12?35.492?77%?45.513Kmol/h

nN2,1?出?nN2?503.761Kmol/h

根据附表（一）查得400℃时各物质的平均热容如下表：

表4 400℃时各物质的平均热容

物质

二氧化硫 氧气 氮气 8

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?反应工程课程设计

45.59 30.90 29.64 CP[KJ/(Kmol℃)] .由内插算出25℃时各物质的平均热容如下表：

表5 25℃时各物质的平均热容

物质 ?二氧化硫 .氧气 29.32 三氧化硫 49.43 CP[KJ/(Kmol℃)] 41.38 25℃时各物质的反应热如下表：

表6 25℃时各物质的反应热

物质 △Hf[KJ/Kmol] 二氧化硫 -297000 氧气 0 三氧化硫 -395100 进入系统的热量Q根据公式

（2—5）

∴进入系统的热量为：

Q??nC?P?T

Q??nC?P?T?（46.638?45.59?63.259?30.90?503.761?29.64）?（400?0）?7604429KJ/h

∴反应放出的热量H计算的设计路径如下：

25?CSO2?12rO2????SO3?H???H10?C?其中：?H???Hrf(SO??H2

?HSO2???Hf(SO??)12rO2????SO33)2??Hf(O)

2 ?H1?nCP(SO)?T?nCP(O)?T

22 ?H2?nCP(SO)?T

3 ?Hr??Hr??H1??H2

?Hr??Hf?nSO3,1?出?nSO3,1?出(CPSO?12CPO?CPSO)T12?29.32)?25?3,252,252,25?[?395100?(297000)]?35.911?35.911?(49.43?41.385???3475851KJ/h

9

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现假设出一段的温度T1-出=567.501℃，查附表（一）内插的该温度下个物质的平均热容如下表所示：

表7 567.501℃物质的平均热容

物质 ?二氧化硫 .氧气 31.53 三氧化硫 66.91 氮气 30.14 CP[KJ/(Kmol℃)] 47．18 ∴离开系统的热容和根据公式

CP?CP??n出 CP,出 （2—6）

?n出CP,出∴

?47.18?11.146?66.91?35.492?31.53?45.513?30.14?503.761 ?19516KJ/(?C?h）所以在该假设条件下的实际温度为：

T1?实?Q?HCP?7604429?347585119516?567.766?C

∴温度偏差百分数为：

??T1-出?T1?实T1?实?567.501?567.766567.766?100%?0.047%

根据公式

T1?T0??(x1?x0） （2—7）

可知一段的绝热温升为：

?1?T1?实?T0x1-出?x0?567.766?4000.761?0?220.455?C

查一转的平衡曲线及最佳温度曲线图知当T1-实=567.766℃时，xT=0.80.

∴R?xxT?0.7610.80?100%?95.1%

∵R在95%—97%之间，所以符合设计。

2.9 转化器一转二段的计算

首先，假设第二段出口的转化率为x2-出=89%，其进口转化率为x2-进=77%。 那么，第二段出口SO2，SO3，O2，N2的量分别为：

10

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nSO2,2?出?nSO2?（1?x2-出）?46.638?（1?89%）?5.130Kmol/h

nSO3,2?出?nSO2?x2-出?46.638?89%?41.508Kmol/h

nO2,2?出?nO2?12nSO3x2?出?63.259?12?35.492?89%?45.303Kmol/h

nN2,2?出?nN2?503.761Kmol/h

根据附表（一）由内插得468℃时各物质的平均热容如下表：

表8 468℃时各物质的平均热容

物质 ?二氧化硫 .氧气 31.16 氮气 29.84 三氧化硫 64.60 CP[KJ/(Kmol℃)] 46.25 ∴进入系统的热量为：

Q??nC?P?T?（10.727?46.25?45.303?31.16?503.761?29.84?35.911?64.60）?（468?0）?9014003KJ/h?Hr??Hf?(nSO3,2?进?nSO3,2?出)?(nSO3,2?进?nSO3,2?出)?(CPSO3,25?12CPO2,25?CPSO2,25)T?29.32)?25?[?395100?(297000)]?（10.727?5.130）?（10.727?5.130）?(49.43?41.385???548123KJ/h12假设出一段的温度T2-出=494.120℃，查附表（一）内插的该温度下个物质的平均热容如下表所示：

表9 494.120℃物质的平均热容

物质 ?二氧化硫 .氧气 31.26 三氧化硫 65.31 氮气 29.92 CP[KJ/(Kmol℃)] CP?46.50 出?nCP,出∴

?46.50?5.130?65.31?41.508?31.26?42.505?29.92?503.761 ?19352KJ/(?C?h）所以在该假设条件下的实际温度为：

T2?实?Q?HCP?9014003?54812319352?494.111?C

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∴温度偏差百分数为：

??T2-出?T2?实T2?实?494.120?494.111494.111反应工程课程设计

?100%?0.0018%

二段的绝热温升为：

?2?T2?实?T2x2-出?x2?494.111?4680.89?0.77?217.590?C

查一转的平衡曲线及最佳温度曲线图知当T2-实=567.766℃时，xT=0.934。

∴R?xxT?0.890.934?100%?95.3%

∵R在95%—97%之间，所以符合设计。

2.10 二转平衡曲线的绘制

因为本设计方案采用的流程为“2+2”式，故当物料从一转二段出来后进入二转的第一段。因为从一转进入二转的过程中经过了一吸过程吸收了出料中的三氧化硫，且吸收率为99.95%，故进入二转一段的三氧化硫的量为：

nSO33?进?nSO32?出（1??吸收）?41.508?（1?99.95%）?0.0208Kmol/h

又知进入二转一段的氧气、氮气、二氧化硫的量如下：

nSO23?进?5.130Kmol/h,nO23?进?45.303Kmol/h,nN23?进?503.761Kmol/h

∴二转二氧化硫的初始浓度为：

a?nSO23?进nSO33?进?nO23?进?SO23?进?nN23?进5.1300.0208?5.130?42.505?503.761?100%

??0.93%氧气的初始浓度为：

b?nO23?进nSO33?进?nO23?进?SO23?进?nN23?进42.5050.0208?5.130?42.505?503.761?100%??7.7%

氮气的初始浓度为：

12

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nN23?进nSO33?进?nO23?进?SO23?进?nN23?进503.7610.0208?5.130?42.505?503.761反应工程课程设计

c???100%

?91.36%用试差法求解，将380℃至820℃间的温度数代入上面三式，算出二转的平衡转化率和最佳温度如下表所示：

表10 二转的平衡转化率和最佳温度

T(℃) KP X T适℃ 380 0.994 361.8 420 0.985 396.6 460 0.965 433.0 500 0.925 470.4 540 0.857 507.6 580 0.758 544.5 620 660 700 740 780 820 732.868 270.154 111.043 50.041 24.390 12.716 7.028 4.087 2.485 1.572 1.029 0.695 0.635 0.504 0.383 0.282 0.205 0.149 581.1 617.5 653.8 690.2 726.3 761.9 ∴一转的平衡曲线及最佳温度曲线见附表（二）。 2.11 转化器二转一段（第三段）的计算

首先，假设第三段出口的转化率为x3-出=92.4%，其进口转化率为x3-进=0。 那么，第三段出口SO2，SO3，O2，N2的量分别为：

nSO2,3?出?nSO2,3?进?（1?x3-出）?5.130?（1?92.4%）?0.390Kmol/h

nSO3,3?出?nSO2,3?进?x3-出?nSO3,3?进?5.130?89%?0.0208?4.761Kmol/h

nO2,3?出?nO2，?3?进12nSO2，x3?出?42.505?3?进12?5.130?92.4%?40.135Kmol/h

nN2,3?出?nN2?503.761Kmol/h

根据附表（一）由内插得439℃时各物质的平均热容如下表：

表11 439℃时各物质的平均热容

物质 ?二氧化硫 .氧气 31.05 氮气 29.58 三氧化硫 63.78 CP[KJ/(Kmol℃)] 45.97 ∴进入系统的热量为：

Q??nC?P?T?（5.13?45.97?42.505?31.05?503.761?29.58?0.0208?63.78）?（439?0）?7264249KJ/h

13

[键入文档标题] 反应工程课程设计

?12CPO?CPSO)T?Hr??Hf?(nSO3,3?进?nSO3,3?出)?(nSO3,3?进?nSO3,3?出)?(CPSO3,252,252,25?[?395100?(297000)]?（5.130?0.390）?（5.130?0.390）?(49.43?41.385???464222KJ/h12?29.32)?25现假设出一段的温度T2-出=465.367℃，查附表（一）内插的该温度下个物质的平均热容如下表所示：

表12 465.367℃物质的平均热容

物质 ?二氧化硫 .氧气 31.15 三氧化硫 64.50 氮气 29.84 CP[KJ/(Kmol℃)] CP?46.22 出?nCP,出∴

?46.22?0.390?64.50?4.761?31.15?40.151?29.84?503.761 ?16605KJ/(?C?h）所以在该假设条件下的实际温度为：

T3?实?Q?HCP?7264249?46422216605?465.416?C

∴温度偏差百分数为：

??T3-出?T3?实T3?实?465.367?465.416465.416?100%?0.0011%

三段的绝热温升为：

?3?T3?实?T3x3-出?x3?465.416?4390.924?0?25.59?C

查一转的平衡曲线及最佳温度曲线图知当T3-实=465.416℃时，xT=0.96。

∴R?xxT?0.9240.960?100%?96%

∵R在95%—97%之间，所以符合设计。

2.12 转化器二转二段（第四段）的计算

因为本设计的要求总转化率要达到99.5%，且一转的转化率已达到了89%，故二

14

[键入文档标题]

转的转化率（也就是二转二段的转化率）为：

x4?出?x总?x2?出1?x2?出?99.5%?89%1?89%?95.5%

反应工程课程设计

那么，第四段出口SO2，SO3，O2，N2的量分别为：

nSO2,4?出?nSO2,4?进?（1?x4-出）?5.130?（1?95.5%）?0.231Kmol/h

nSO3,4?出?nSO2,4?进?x4-出?nSO3,4?进?5.130?89%?4.899Kmol/h

nO2,4?出?nO2，?4?进12nSO2，x4?出?42.505?4?进12?5.130?95.5%?40.055Kmol/hnN2,4?出?nN2?503.761Kmol/h

根据附表（一）由内插得429℃时各物质的平均热容如下表：

表13 429℃时各物质的平均热容

物质 ?二氧化硫 .氧气 31.01 氮气 29.73 三氧化硫 63.51 CP[KJ/(Kmol℃)] 45.87 ∴进入系统的热量为：

Q??nC?P?T?（0.390?45.87?40.135.?31.01?503.761?29.73?4.761?63.51）?（429?0）?7095726KJ/h?Hr??Hf?(nSO3,4?进?nSO3,4?出)?(nSO3,4?进?nSO3,4?出)?(CPSO3,25?12CPO2,25?CPSO122,25)T?[?395100?(297000)]?（0.390?0.231）?（0.390?0.231）?(49.43?41.385???15586KJ/h?29.32)?25现假设出四段的温度T2-出=429.920℃，查附表（一）内插的该温度下个物质的平均热 容如下表所示：

表14 429.920℃物质的平均热容

物质 ?二氧化硫 .氧气 31.01 三氧化硫 63.53 氮气 29.73 CP[KJ/(Kmol℃)] CP?45.88 出?nCP,出∴

?45.88?0.231?63.53?4.899?31.01?40.055?29.73?503.761 ?16541KJ/(?C?h）

15

[键入文档标题]

所以在该假设条件下的实际温度为：

T4?实?Q?HCP?7095726?1558616541反应工程课程设计

?430.000?C

∴温度偏差百分数为：

??T4-出?T4?实T4?实?429.920?430.000430.000?100%?0.0012%

四段的绝热温升为：

?4?T4?实?T4x4-出?x4?430.000?429.0000.955?0.924?29.84?C

查一转的平衡曲线及最佳温度曲线图知当T4-实=430.000℃时，xT=0.982。

∴R?xxT?0.9550.982?100%?97%

∵R在95%—97%之间，所以符合设计。

表15 物料衡算结果

SO2 SO3 O2 N2 ∑ SO2 SO3 O2 N2 ∑ 进一段 物质的量kmol/h 百分含量% 进二段 物质的量kmol/h 百分含量% 出二段 物质的量kmol/h 百分含量% 46.638 63.259 503.761 613.658 进三段 物质的量kmol/h 7.60 10.31 82.09 100 11.146 35.492 45.513 503.761 595.912 进四段 物质的量kmol/h 1.87 5.96 7.63 84.54 100 5.130 41.508 45.303 503.761 595.702 出四段 物质的量kmol/h 0.86 6.97 7.60 84.57 100 百分含量% 百分含量% 百分含量% 5.130 0.0208 43.303 503.761 552.215 0.93 0.038 7.84 91.192 100 0.390 4.761 40.135 503.761 549.047 0.07 0.87 7.31 91.75 100 0.231 4.899 40.055 503.761 548.946 0.04 0.89 7.30 91.77 100 2.13 各段反应速度、反应时间及扩散效率因子的计算

根据公式：

16

[键入文档标题] 反应工程课程设计

??2?dxkax1?x?x?(b?)()?P? f(x)? ? （2—8）axd?a21?0.2x?2kp(1?x)?(b?)?2??dx式中 ——二氧化硫氧化为三氧化硫的反应速度；

d? ?——扩散效率因子（即触媒内表面利用率）；

a——气体中起始二氧化硫浓度，一转：7.6%、二转：0.93%； b——气体中起始氧气浓度，一转：10.3%、二转：7.71%； k——反应速率常数，秒大气压； x——转化率，%； KP——反应平衡常数；

D——二氧化硫或三氧化硫的平均溶剂扩散系数，考虑到在实际状况下它们互相影响，故取两者平均值D=0.44厘米/秒。

根据（2—8）式算出各段的反应速度f（x）值，求其倒数即为反应时间段求出首尾反应的平均数，则该阶段的反应时间为：

??x??d?dxd?dx2

-1

-1

值，分阶

（秒） （2—9）

根据向德辉高级工程师提出的数学模型，用下面公式求?：

32D?t/4000.3k(3?1.5x)x?0.011?x ??（2—10）

?

各段的计算值见下表：

表16 一段反应时间以及ξ值的确定

阶段 1 2 3 4 5 6 7 8 转化率x 反应常数 dx/dt 起始 末尾 k*(107) k(101) kp 0.000 0.055 0.251 327.030 0.259 0.055 0.110 0.418 245.557 0.404 0.110 0.165 0.684 186.195 0.618 0.165 0.220 1.102 142.502 0.924 0.220 0.275 1.747 110.030 1.354 0.275 0.330 1.164 85.674 0.830 0.330 0.385 1.477 67.246 0.961 0.385 0.440 1.858 53.185 1.096

dt/dx △dt/dx 3.857 2.472 1.619 1.082 0.738 1.205 1.040 0.912 3.164 2.046 1.350 0.910 0.972 1.123 0.976 0.863 τ反 ξ 0.213 0.409 0.424 0.394 0.351 0.468 0.445 0.419 0.174 0.113 0.074 0.050 0.053 0.062 0.054 0.047 17

[键入文档标题] 9 10 11 12 13 14 15 0.440 0.495 0.550 0.605 0.660 0.715 0.770 0.495 0.550 0.605 0.660 0.715 0.770 2.322 42.371 2.882 33.991 3.554 27.450 4.355 22.308 5.305 18.239 6.426 14.999 6.426 14.999 ∑ ξ平均值 一段S107的反应时间 一段S101的反应时间 1.229 1.348 1.434 1.451 1.316 0.840 0.148 反应工程课程设计

0.814 0.742 0.697 0.689 0.760 1.190 6.749 0.778 0.720 0.693 0.725 0.975 3.969 0.043 0.040 0.038 0.040 0.054 0.218 0.773 0.361 0.427 0.393 0.367 0.342 0.318 0.296 0.276 4.494 0.321 从表中可以看出：一段反应采用了两种催化剂，当温度小于460℃，转化率小于60%时采用k*(107)型催化剂；当温度经过于460℃继续升高后则采用k(101)型催化剂。

表17 二段反应时间以及ξ值的确定

阶段 1 2 3 4 5 6 7 转化率x 起始 末尾 0.770 0.794 0.794 0.818 0.818 0.842 0.842 0.866 0.866 0.890 0.890 反应常数 k(101) kp 1.177 84.777 1.304 76.312 1.444 68.792 1.596 62.102 1.762 56.140 1.762 56.140 ∑ ξ平均值 dx/dt dt/dx △dt/dx 0.230 0.223 0.209 0.187 0.151 0.099 4.343 4.488 4.780 5.353 6.614 10.066 4.416 4.634 5.066 5.984 8.340 5.033 τ反 ξ 0.593 0.569 0.546 0.524 0.503 1.708 0.342 0.106 0.111 0.122 0.144 0.200 0.683 从表中可以看出：二段反应采用了k(101)型一种催化剂。

表18 三段反应时间以及ξ值的确定

阶段 1 2 3 4

转化率x 反应常数 dx/dt dt/dx △dt/dx 起始 末尾 k(101) k*(101) kp 0.000 0.066 0.350 168.282 2.215 0.451 0.444 0.066 0.132 0.384 161.407 2.292 0.436 0.430 0.132 0.198 0.422 154.847 2.358 0.424 0.419 0.198 0.264 0.462 148.587 2.412 0.415 0.412 τ反 ξ 0.333 0.468 0.584 0.648 0.029 0.028 0.028 0.027 18

[键入文档标题] 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 0.264 0.330 0.396 0.462 0.528 0.594 0.660 0.726 0.792 0.858 0.924 0.330 0.396 0.462 0.528 0.594 0.660 0.726 0.792 0.858 0.924 0.861 0.896 0.931 0.968 1.006 1.006 0.506 142.610 0.555 136.903 0.607 131.452 0.664 126.245 0.727 121.269 116.514 111.968 107.622 103.465 99.489 99.489 ∑ ξ平均值 2.449 2.466 2.458 2.420 2.345 2.414 2.120 1.786 1.406 0.966 0.409 反应工程课程设计

0.408 0.406 0.407 0.413 0.426 0.414 0.472 0.560 0.711 1.035 2.442 0.407 0.406 0.410 0.420 0.420 0.443 0.516 0.636 0.873 1.739 0.027 0.027 0.027 0.028 0.028 0.029 0.034 0.042 0.058 0.115 0.412 0.029 0.683 0.700 0.705 0.702 0.693 0.653 0.654 0.653 0.650 0.645 7.478 0.534 从表中可以看出：三段反应采用了二种催化剂，当温度小于470℃，转化率小于60%时，采用k*(101)型催化剂，当温度继续升高后则采用k(101)型催化剂。

表19 四段反应时间以及ξ值的确定

阶段 1 2 3 4 5 6 7 转化率x 起始 末尾 0.924 0.930 0.930 0.936 0.936 0.943 0.943 0.949 0.949 0.955 0.955 反应常数 k(107) kp 0.406 218.978 0.408 217.978 0.409 216.982 0.411 215.992 0.412 215.007 0.412 215.007 ∑ ξ平均值 dx/dt dt/dx △dt/dx 0.214 0.195 0.175 0.155 0.135 0.113 4.681 5.136 5.706 6.441 7.433 8.876 4.908 5.421 6.073 6.937 8.154 4.438 τ反 ξ 0.982 0.981 0.980 0.979 0.978 2.944 0.589 0.030 0.034 0.038 0.043 0.051 0.195 从表中可以看出：四段反应采用了k(107)型催化剂。

2.14 转化器的直径D与气量V的计算

各段的平均温度为：

t1?400?569.6422468?494.1112439?465.4162?484.821?C

t2??481.055?C

t3?

?452.208?C

19

[键入文档标题]

429?430.0002反应工程课程设计

t4??429.462?C

各段的摩尔流量为：

n1?46.638?63.259?503.761?613.658Kmol/h n2?10.727?45.303?503.761?35.911?595.702Kmol/h

n3?5.130?42.505?503.761?0.0208?551.417Kmol/h

n4?0.39?40.135?503.761?4.761?549.047Kmol/h

各段的平均压力为：

P1?1800?160021500?13502850?7002600?5002?101.32510330101.32510330?77.314?93.989kPa

P2???77.314?91.292kPa

P3??101.32510330101.32510330?77.314?84.916kPa

P4???77.314?82.079kPa

转化器的气量由下式计算： V?（2—11）

∴各段的气量分别为：

V1?613.658?22.4?(273?484.821)?101.32593.989?3600595.702?22.4?(273?481.055)?101.32591.292?3600551.417?22.4?(273?452.208)?101.32584.916?3600?11.426m/s

3n?22.4?(273?t)?101.325P?3600

V2??11.363m/s

3V3??10.876m/s

3

20

[键入文档标题]

549.047?22.4?(273?429.462)?101.32582.709?3600反应工程课程设计

?10.769m/s

3V4?转化器的气速，过去一般采用0.4—0.6米/秒，现在一般制在0.6—1.0米/秒。因气体通过触媒层的速度不易算准且复杂，故在计算径向转化器触媒筐面积时，也取以上两种范围的气速来计算。轴向取0.7米/秒，径向取0.5米/秒。本设计采用的是轴向转化器，故取气速为0.7米/秒。

转化器直径D公式如下：

D?4V0.7?

（2—12）

∴各段转化器的直径D为：

D1?4V10.7?4V20.7?4V30.7?4V40.7??4?11.4260.7?4?11.3630.7?4?10.8760.7?4?10.7690.7??4.560m

D2???4.574m

D3???4.449m

D4???4.427m

故转化器的直径去D=4.60m。

2.15 反应速率常数k

反应速率常数k，它随着触媒品种和反应温度条件的变动而变化，根据实验测定，具体计算式如下：

对于S101型触媒： k?e（k??ER?T) (2—13)

式中 e——自然对数的底数；

K0——有触媒种类决定的常数，S101型为15，当t<470℃，x<60%时，K0=34.2； E——触媒的活化能，S101型E=22000cal/mol，当t<470℃，x<60%时，E=50000cal/mol；

21

[键入文档标题]

R——气体常数，混合气体R=1.987cal/mol； T——绝对温度，oK。

将上述数据代入式（8）中，则简化为： k?e（2—14）

k?e*（34.2?25164273?t)（15?11072)27?3t反应工程课程设计

（2—15）

对于S105型和S107型触媒，因其低温活性极为接近，故合并考虑： k?e（2—16）

k?e（2—17）

对于S101型触媒，当t<470℃，x<60%时，计算用k值。 对于S105型和S107型触媒，当t<460℃，x<60%时，计算用k*值。

*

*（28?27?3t20131)（12?9059)27?3t

2.16 使用效率总系数C

使用效率总系数C的公式如下所示：

C=1+C1+C2+C3 (2—18)

式中 C1——热衰退校正系数； C2——慢性中毒校正系数； C3——气流不匀校正系数。 i.

热衰退校正系数C1：

C1=0.001tG-B （2—19）

式中 tG——某一触媒层最高温度，℃；

B——线性函数方程截距（即调节参数），根据实验和生产经验，在400℃以下触媒无衰退现象，可不考虑用触媒量，故取B=0.4。

因为物料进入每一段到离开该段的过程，温度都是在一直的升高，故某一触媒层的最高温度即为该段的出口温度。

表20 四段的出口温度

22

[键入文档标题]

段数 温度 ℃ 一段 569.642 二段 494.111 反应工程课程设计

三段 465.416 四段 430.000 ∴各段触媒热衰退校正系数为：

C1?1?0.001?569.642?0.4?0.170 C1?2?0.001?494.111?0.4?0.0941

C1?3?0.001?465.416?0.4?0.0654

C1?4?0.001?430.000?0.4?0.0299

ii. 慢性中毒校正系数C2：

C2?A?G水?B?G雾?C?G尘 （2—20）

式中 G水——进转化器气体实际含水量，克/标米3; G雾——进转化器气体实际酸雾含量，克/标米3; G尘——气体进转化器实际矿尘含量，克/标米3; A、B、C——毒物影响系数，A、B各为1，C为50。

若气体经净化后有害成分含量与规定指标相同，即水分=0.1克/标米3，酸雾=0.3克/标米=0.001克/标米，则各段的慢性中毒校正系数为：

C2?1?1?0.1?1?0.03?50?0.001?0.18 C2?2?C2?1?（1?0.4）?0.18?0.6?0.108

C2?3?C2?1?（1?0.2）?0.18?0.8?0.144

3

3

C2?4?C2?1?（1?0.5）?0.18?0.5?0.09

iii. 气流不匀校正系数C3：

DH C3?0.008?式中 D——转化器直径，米； H——每段触媒层高度，米。

(2—21)

2.17 触媒层高度、转化器高度的计算

转化器的高度即各段的触媒层的高度、布气层的高度（包括检修空间高度）相加。

23

[键入文档标题] 反应工程课程设计

布气层高度h2一般为600—800毫米，取h2=700毫米。外部换热式转化器，布气层分为进和出两个，即每段布气层高度为2h2。故每段布气层高度为1400毫米，即1.4m。

a) 一段触媒层高度计算

现假设一段触媒层高度H1-假=0.940m，那么根据式（2—21）可以求得气流不匀校正系数C3为：

C3?1?0.008?4.5600.940?0.0388

∴C1?1?C1?1?C2?1?C3?1?1?0.170?0.180?0.0388?1.388 各段接触时间τ

接触

根据下式：

?接触?C ?f（x）??dx（2—22）

∴?接触?1?所需的触媒量根据公式有：

Vk?n?22.4??接触36001.06?1.3880.365?4.302s

（2—23）

∴Vk-1?613.658?22.4?4.0323600?15.369m

3将转化器看作圆柱形，则触媒层的高度为：

H1?4Vk?1?D12?4?15.396??4.5602?0.943m

实际求得的H1=0.943与假设的H1-假=0.940接近，故假设成立。 b) 二段触媒层高度计算

现假设二段触媒层高度H2-假=0.940m，那么根据式（21）可以求得气流不匀校正系数C3为：

C3?2?0.008?4.5470.370?0.0983

∴C2?1?C1?2?C2?2?C3?2?1?0.0941?0.108?0.0983?1.300

?接触?2?

0.682?1.3000.547?1.621s

24

[键入文档标题]

∴Vk-2?595.702?22.4?1.62136003反应工程课程设计

?6.010m

将转化器看作圆柱形，则触媒层的高度为：

H2?4Vk?2?D22?4?6.010??4.5472?0.370m

实际求得的H1=0.370与假设的H1-假=0.370相等，故假设成立。 c)

三段触媒层高度计算

现假设三段触媒层高度H3-假=0.250m，那么根据式（21）可以求得气流不匀校正系数C3为：

C3?3?0.008?4.4490.250?0.142

∴C3?1?C1?3?C2?3?C3?3?1?0.0654?0.144?0.142?1.352

?接触?3?0.526?1.3520.6263600?1.136s

?3.897m

3∴Vk-3?551.417?22.4?1.136将转化器看作圆柱形，则触媒层的高度为：

H3?4Vk?3?D23?4?3.897??4.4492?0.251m

实际求得的H1=0.250与假设的H1-假=0.251相近，故假设成立。 d) 四段触媒层高度计算

现假设四段触媒层高度H4-假=0.07m，那么根据式（21）可以求得气流不匀校正系数C3为：

C3?4?0.008?4.4270.07?0.506

∴C4?1?C1?4?C2?4?C3?4?1?0.0299?0.09?0.506?1.626

?接触?4?0.195?1.6260.9803600?0.324s

?1.105m

3∴Vk-4?549.047?22.4?0.324将转化器看作圆柱形，则触媒层的高度为：

H4?4Vk?4?D24?4?1.105??4.4272?0.072m

25

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实际求得的H1=0.07与假设的H1-假=0.072相近，故假设成立。 故转化器的高度为：

H?H1?H2?H3?H4?4?2h2反应工程课程设计

?0.943?0.370?0.251?0.0718?4?1.4?7.236m

2.18 触媒层压力降的计算

我国生产的条状钒触媒，平均直径5毫米，长10毫米。在填装时下垫鹅卵石（块度25毫米左右）厚度50毫米，从里向外倒装（指人孔方位而言），一次性装平，填装高度在300—900毫米之间，根据统计校核，在上述条件下装填，用以下经验公式来计算： ?P?560??0.7??1.7?H （2—24）

式中 ?P——触媒层压力降，毫米水柱； H——触媒层高度，米；

?——在平均温度下气体重度，公斤/米； ?——平均温度下转化器截面气速，米/秒； 560——阻力系数，决定于填装工况。

又因为?和?的公式如下所示：

a??SO2?b??O2?c??N2100273273?t3

????P

（2—25）

式中 ?SO——二氧化硫的重度，公斤/米3,2.86;

2 ?O——氧气的重度，公斤/米3,1.43；

23

?N——氮气的重度，公斤/米,1.25；

2 P——气体压力，大气压，一转：P=0.915KPa，二转：P=0.828KPa； a、b、c——分别为二氧化硫、氧气、氮气的含量，%； t——转化器的平均温度。

各段的?值如下所示：

?1?7.6?2.86?10.3?1.43?84.56?1.25100?273273?484.821?0.915?0.469公斤/米

3

26

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?2??3??3?7.6?2.86?10.3?1.43?84.96?1.251000.93?2.86?7.71?1.43?91.36?1.251000.93?2.86?7.71?1.43?91.75?1.25100???273273?481.055273273?452.208273273?549.047反应工程课程设计

?0.915?0.473公斤/米 ?0.828?0.399公斤/米 ?0.828?0.413公斤/米

333?的公式如下：

??22.4?n3600?1?4D2?273?t273?1P

（2—26）

各段的?值为：

?1?22.4?613.658360022.4?595.702360022.4?551.417360022.4?49.0473600?1?4?2???4?3???4?4???4?4.5601?4.5471?4.4491?4.4272222?273?484.821273273?481.055273273?452.208273273?429.462273?10.91510.91510.82810.828?0.710mmH2O

???0.689mmH2O

???0.708mmH2O

???0.690mmH2O

∴各段的压强降为：

?P1?560?0.469?P2?560?0.473?P3?560?0.3990.7?0.710?0.6891.7?0.943?173.427mmH2O ?0.370?65.172mmH2O ?0.251?41.071mmH2O

0.71.70.7?0.7081.7?P4?560?0.4130.7?0.6901.7?0.0718?11.532mmH2O

总的压强降为：

?P总?173.427?65.172?41.071?11.532?291.202mmH2O

2.19 合日产100%硫酸每吨用触媒量

各段的触媒量之和为：

Vk?15.396?6.010?3.897?1.105?26.408m

327

[键入文档标题]

∴日产100%硫酸每吨用触媒量为：

Vk-日?26.408?1000?30033?103反应工程课程设计

?240.073m3

2.20 转化设备保温层的计算

根据生产经验，转化设备保温层厚度可用下式计算：

???(t1?taQ?1)

a （2—26）

式中 Q——每单位面积允许散热量，千卡/米2 .小时； t1——设备内部平均温度，℃； ta——周围空气温度， ℃； δ——保温层厚度，米；

λ——保温材料导热系数，千卡/米 小时 ℃; a——保温层外侧给热系数，千卡/米 小时 ℃。

由于一般转化设备体积庞大，管道复杂，并且转化过程中易发生有毒气体的泄漏，通常将其放置于室外。根据经验，?可用下式计算：

??6.7?0.78 kcal/(m2?h??C) （2—27）

2

。

。

2

。。

?一般取5?10m/s，根据各地区的差异，本设计取??9m/s,则

??6.7?90.78?37.2kcal/(m?h??C)

2由于保温材料的品种不同，形成方法各异，各种保温材料的导热系数?值不同，根据经验，本设计拟采用岩棉毡保温材料进行保温。

t平均?12?t1?t2? （2—28）

式中 t平均 ——保温材料的平均工作温度，℃；

t1——器内或管道内气流温度，℃；

t2——保温层表面温度，℃，一般取20-50℃，视地区的不同而定。

选取下列参数：

转化器： t1?180?C t2?20?C 换热器： t1?350?C t2?20?C 管道： t1?390?C t2?20?C

28

[键入文档标题] 反应工程课程设计

转化器：??0.024?0.0002t平均?0.024?0.0002?250?0.074kcal/(m?h??C) 换热器：??0.024?0.0002t平均?0.024?0.0002?185?0.061kcal/(m?h??C) 管道：??0.024?0.0002t平均?0.024?0.0002?205?0.065kcal/(m?h??C)设单位面积散热量Q?150kcal/(m2?h)，??37.2kcal/(m2?h??C) 用岩棉毡保温：??0.074???480?20150?? 37.2?1

? ?0.074?3.040 ?0.225m?225mm

由于要考虑到保温层裂缝、脱落及停车保温的需要，并且西宁市的海拔高，温度低，需要增加保温层厚度，因此拟采用保温层厚度??300mm，错开毡缝，用铁丝网紧固，外抹

10mm厚石灰、纸筋、水泥的面层，再刷一层银粉漆或包一层铝合金皮。

三． 设计结果汇总

表21 物料衡算、热量衡算表

SO2-进 kmol/h O2-进 kmol/h N2-进 kmol/h

一段 46.638 63.259 503.761 二段 11.146 45.513 503.761 三段 5.130 43.303 503.761 四段 0.390 40.155 503.761 29

[键入文档标题]

SO3-进 kmol/h SO2-出 kmol/h O2-出 kmol/h N2-出 kmol/h SO3-出 kmol/h P atm Q KJ/h △Hf KJ/h Cp KJ/(?C?h)反应工程课程设计

0 11.146 45.513 503.761 35.492 0.915 7604429 -3475851 19516 400 567.766 220.455 95.1% 0.77 0.80

表22 保温层表

35.492 5.130 45.303 503.761 41.508 9014003 -548123 19352 468 494.111 217.590 95.3% 0.89 0.934 0.0208 0.390 40.135 503.761 4.761 0.828 7264249 -464222 16605 439 465.416 25.59 96% 0.924 0.960 4.176 0.231 4.055 503.761 4.899 7095726 -15586 16541 429 430.000 29.84 97% 0.955 0.982 T进 ℃ T出 ℃ λ ℃ R x xT ω m/s α Kcal/(m2.h. ℃) λλλ Kcal/(m2.h. ℃) 2换热 Kcal/(m.h. ℃) 转化管道9 37.2 0.074 0.061 0.065 150 225 300

Kcal/(m2.h. ℃) 2Q Kcal/(m.h.) δ算 mm δ mm 表23 催化剂用量和床层压力降以及直径、层高、总高表

a(SO2) % b(O2) % c(N2) % n Kmol/h ∑n Kmol/h t

平均 一段 7.6 10.3 84.56 613.658 484.821 93.989 二段 7.6 10.3 84.96 595.702 2309.824 481.055 91.929 三段 0.93 7.71 91.36 551.417 452.208 84.916 四段 0.93 7.71 91.75 549.047 429.462 82.709 ℃ P平均 Kpa 30

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V m/s D m D m τ反反应工程课程设计

11.426 4.560 1.060 0.365 0.170 0.18 0.0388 1.388 4.032 15.396 0.943 0.463 0.719 175.654 11.363 4.547 4.60 0.682 0.547 1.4 0.0941 0.108 0.0983 1.300 1.621 6.010 26.408 0.370 1.636 0.467 0.698 66.008 291.003 7.326 240.076 0.435 0.649 37.643 0.407 0.700 11.698 0.251 0.0718 0.0654 0.144 0.142 1.352 1.356 3.897 0.0299 0.090 0.506 1.626 0.324 1.105 0.526 0.626 0.195 0.980 10.876 4.449 10.769 4.427 3 s 平均ζ h m C1 C2 C3 C τ接触 s Vk m3 ∑Vk m3 H m ∑H m γ ω △P mmH2O ∑△P mmH2O H转 m Vk—日 m3 四.设计评述与讨论

本次设计我通过各种渠道收获与本设计有关的资料，仔细阅读文献资料，针对设计需要进行筛选，参照文献中转化工序各段参数，结合实际对各段参数进行调节，确定最优的换热流程。本次设计锻炼了我将大学所学的专业知识进行整合，理论和实际相结合，真正将所学知识运用起来并来为设计提供理论依据。本次设计使我认识到理论和实践相结合的重要性，同时也感觉到了自身知识的匮乏，因此在以后的学习中我要不断注重理论联系实际的能力。

本次设计中，我是用手算和计算机计算相结合进行的，这使我对计算机有了更深的认识和理解，用Autocad绘制设备图使我学会了计算机绘图，运用计算机来解决问题的能力进一步提高。本次设计锻炼了我发现问题、分析问题、解决问题的能力，使我对理论知识的理解上升到了一个更高的层次，更重要的是培养了我科学严谨的态度，为我以后能更好的发展奠定了基础。

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反应工程课程设计

参考文献：

[1].刘少武，齐焉等.硫酸工艺设备计算和选定[M].化学工业部化肥司，1990. [2].李淑芬。现代化工导论。化学工业出版社，2004.

[3]. 刘少武，刘东等.硫酸工作手册[M].东南大学出版社，2001. [4]. 王世娟.硫酸转化工艺进展综述[J].南通职业大学学报,2001.12

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本文来源：https://www.bwwdw.com/article/kjb7.html