年产七万吨硫酸车间干吸工段毕业设计

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摘 要

硫酸广泛应用于化肥工业、石油工业、钢铁工业、有色冶金工业等。其中硫酸的最大消费者是化肥工业。在工业生产中，一般都采用二氧化硫催化氧化的方法制硫酸。硫酸生产主要分原料预处理，SO2炉气制取和净化，SO2转化，SO3吸收和尾气处理等6大工序。年产万吨硫酸车间干吸工段的工艺设计主要包括工艺流程设计，工艺过程计算，主要设备工艺计算及选型，部分设备的平面布置。在设计中全系统采用两转两吸工艺。首先炉气进入干燥塔干燥后，干燥气再进入转化工段，一次转化后炉气进入第一吸收塔进行SO3的吸收，吸收后气体中含有少量SO2和残余的SO3，进入二次转化器后回到第二吸收塔进行吸收。设计中对主要工序进了物料衡算，热量衡算，并以此绘制物料平衡表和热量平衡表。

关键词：硫酸；工艺设计；物料衡算；热量衡算；

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Abstract

Sulfuric acid is widely used in chemical fertilizer industry, petrochemical industry, iron and steel industry, non-ferrous metallurgical industries. One of the largest consumers of sulfuric acid is a chemical fertilizer industry .In industrial production, we generally used the method of catalytic oxidation of sulfur dioxide sulfuric acid. Sulfuric acid pretreatment includes six major processes .Which are the main points of raw materials, reparation of SO2 ,purification of exhaust gas, the conversion of SO2, absorption of SO3 and emission treatment .Annual output of 70,000 tons of sulfuric acid drying and absorption section of the process plant design including process design, process calculation, calculation and selection of major equipment and technology, some of the equipment layout. In the design of system-wide, which use the double-absorption process. Firstly, drying furnace gas into the drying tower, and then the dry air going into the transformation department, after the first transformation the gas into the first furnace for the absorber of SO3, the absorbed gas contain small amount of SO2 and the remnants of SO3, after the converter back into the secondary to the second absorption tower for absorption. The design processes include the main material balance, heat balance, and thus draw the material balance and heat balance.

Keywords: sulfuric acid; process design;mass balance;heat balance

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目 录

第1章 绪 论 ..................................................................................................................... 1

1.1 硫酸的性质 .............................................................................................................. 1

1.1.1 硫酸的物理性质 ........................................................................................... 1 1.1.2 硫酸的化学性质 ........................................................................................... 1 1.2 硫酸的生产方法 ...................................................................................................... 3

1.2.1 硝化法制造硫酸 ........................................................................................... 4 1.2.2 接触法制造硫酸 ........................................................................................... 5 1.3 硫酸生产全工段工艺简介 ...................................................................................... 5

1.3.1 SO2气体的制取与净化 ................................................................................. 5 1.3.2 SO2气体的转化和吸收 ................................................................................. 6 1.3.3 尾气的处理 ................................................................................................... 7 1.4 硫酸工业的重要性及其发展 .................................................................................. 8

1.4.1 硫酸在国民经济中的重要性 ....................................................................... 8 1.4.2 硫酸工业的发展 ......................................................................................... 10 1.5 本次设计主要研究内容 ........................................................................................ 11 第2章 生产工艺 ............................................................................................................... 12

2.1 两次吸收法生产硫酸流程图 ................................................................................ 12 2.2 干燥、一吸及二吸系统流程说明 ........................................................................ 12 2.3 工艺计算的基础数据 ............................................................................................ 13

2.3.1 干燥塔基础数据 ......................................................................................... 13 2.3.2 两转两吸的吸收塔基础数据 ..................................................................... 14

第3章 工艺计算 ................................................................................................................. 15

3.1 原始数据 ................................................................................................................ 15

3.1.1 产量 ............................................................................................................. 15 3.1.2 炉气成分 ..................................................................................................... 15 3.1.3 炉气水分含量 ............................................................................................. 15 3.1.4 进酸浓度 ..................................................................................................... 15

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3.1.5 转化率及吸收率 ......................................................................................... 15 3.2 干燥塔及其循环槽的工艺计算 ............................................................................ 15

3.2.1 干燥塔及循环槽的物料衡算 ..................................................................... 15 3.2.2 干燥塔及其循环槽的热量衡算 ................................................................. 17 3.3吸收塔及其循环槽的物料衡算 ............................................................................. 21

3.3.1中间吸收塔物料衡算 .................................................................................. 21 3.3.2 最终吸收塔物料衡算 ................................................................................. 22 3.3.3 吸收循环槽物料衡算 ................................................................................. 24 3.4吸收塔及其循环槽的热量衡算 ............................................................................. 24

3.4.1中间吸收塔热量衡算 .................................................................................. 24 3.4.2 最终吸收塔热量衡算 ................................................................................. 26 3.4.3 吸收循环槽热量衡算 ................................................................................. 27

第4章 主要设备的工艺计算 ............................................................................................. 30

4.1冷却器计算 ............................................................................................................. 30

4.1.1干燥塔冷却器的计算 .................................................................................. 30 4.1.2中间吸收塔冷却器的计算 .......................................................................... 33 4.1.3最终吸收塔冷却器的计算 .......................................................................... 34 4.2填料塔的工艺计算 ................................................................................................. 36

4.2.1干燥塔的工艺计算 ...................................................................................... 36 4.2.2中间吸收塔的工艺计算 .............................................................................. 39 4.2.3最终吸收塔的工艺计算 .............................................................................. 41

第5章 主要设备设计结果汇总 ....................................................................................... 45 第6章 环境保护与治理建议 ....................................................................................... 47 设计小结 ............................................................................................................................... 48 参考文献 ............................................................................................................................... 49 致 谢 ............................................................................................................................... 50 附 录 ............................................................................................................................... 51

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第1章 绪 论

1.1 硫酸的性质

硫酸是基础化学工业中重要的产品之一。硫酸主要用于生产化学肥料、有色金属的冶炼、合成纤维、涂料、致冷剂、洗涤剂、饲料添加剂和石油的精炼，以及钢铁、医药和化学工业。

1.1.1 硫酸的物理性质

硫酸，分子式为H2SO4，相对分子质量98.08。纯硫酸是一种无色无味油状液体，工业品因含杂质而呈黄、棕等色。常用的浓硫酸中H2SO4的质量分数为98.3%，其密度(液态)1.831g/cm3。物质的量浓度为18.4mol·L-1。凝固点10.36。沸点(330±0.5)℃。98.3％的硫酸水溶液为恒沸混合物，沸点339℃。硫酸是一种高沸点难挥发的强酸，易溶于水，能以任意比与水混溶。浓硫酸溶解时放出大量的热，因此浓硫酸稀释时应该“酸入水，沿器壁，慢慢倒，不断搅”。若将浓硫酸中继续通入三氧化硫,则会产生“发烟”现象,这样含有SO3的硫酸称为“发烟硫酸”。100%的硫酸熔沸点为熔点10℃，沸点290℃。但是100%的硫酸并不是最稳定的，沸腾时会分解一部分，变为98.3%的浓硫酸，成为338℃（硫酸水溶液的）恒沸物。加热浓缩硫酸也只能最高达到98.3%的浓度。98.3%硫酸的熔沸为熔点10℃，沸点338℃。 1.1.2 硫酸的化学性质 1.脱水性

脱水指浓硫酸脱去非游离态水分子或脱去有机物中氢氧元素的过程。 就硫酸而言，浓硫酸有脱水性且脱水性很强。

(1)可被脱水的物质

物质被浓硫酸脱水的过程是化学变化的过程，反应时，浓硫酸按水分子中氢氧原子数的比(2:1)夺取被脱水物中的氢原子和氧原子或脱去非游离态的结晶水，如五水合硫酸铜(CuSO4·5H2O)。

(2)炭化

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可被浓硫酸脱水的物质一般为含氢、氧元素的有机物，其中蔗糖、木屑、纸屑和棉花等物质中的有机物，被脱水后生成 了黑色的炭。

黑面包反应：在200mL烧杯中放入20g蔗糖，加入几滴水，水加适量，搅拌均匀。然后再加入15mL质量分数为98%的浓硫酸，迅速搅拌。观察实验现象。可以看到蔗糖逐渐变黑，体积膨胀，形成疏松多孔的海绵状的炭，还会闻到刺激性气味气体。

浓硫酸 如C12H22O11=浓硫酸=12C + 11H2O 2．难挥发性（高沸点）

制氯化氢、硝酸等（原理：高沸点酸制低沸点酸）如，用固体氯化钠与浓硫酸反应制取氯化氢气体。

NaCl(固)+H?SO?(浓)═NaHSO4+HCl↑(常温)

2NaCl(固)+H?SO?(浓)═加热═Na2SO4+2HCl↑(加热) Na2SO3+H?SO?═Na2SO4+H2O+SO2↑

再如，利用浓盐酸与浓硫酸可以制氯化氢气体。 酸性：制化肥，如氮肥、磷肥等 2NH3+H2SO4═(NH4)2SO4

Ca3(PO4)2+2H2SO4═2CaSO4+Ca(H2PO4)2 稳定性：浓硫酸与亚硫酸盐反应 Na2SO3+H2SO4═Na2SO4+H2O+SO2↑ 3．强氧化性

(1)跟金属反应

①常温下浓硫酸能使铁、铝等金属钝化。

②加热时，浓硫酸可以与除金、铂之外的所有金属反应，生成高价金属硫酸盐，本身一般被还原成二氧化硫 。

Cu+2H2SO4(浓)=加热=CuSO4+SO2↑+2H2O 2Fe+6H2SO4(浓)=加热=Fe2(SO4)3+3SO2↑+6H2O 在上述反应中，硫酸表现出了强氧化性和酸性。 (2)非金属反应

热的浓硫酸可将碳、硫、磷等非金属单质氧化到其高价态的氧化物或含氧酸，本身被还原为二氧化硫。在这类反应中，浓硫酸只表现出氧化性。

C+2H2SO4(浓)=加热=CO2↑+2SO2↑+2H2O

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S+2H2SO4(浓)=加热=3SO2↑+2H2O 2P+5H2SO4(浓)=加热=2H3PO4+5SO2↑+2H2O (3)跟其他还原性物质反应

浓硫酸具有强氧化性，实验室制取硫化氢、溴化氢、碘化氢等还原性气体不能选用浓硫酸。

H2S+H2SO4(稀)=S↓+SO2↑+2H2O 2HBr+H2SO4(稀)=Br2↑+SO2↑+2H2O 2HI+H2SO4(稀)=I2↑ +SO2↑+2H2O 4.强酸性

纯硫酸是无色油状液体，10.4℃时凝固。加热纯硫酸时，沸点290℃，并分解放出部分SO3直至酸的浓度降到98.3%为止，这时硫酸为恒沸溶液，沸点338℃。无水硫酸体现酸性是给出质子的能力，纯硫酸仍然具有很强的酸性，98%硫酸与纯硫酸的酸性基本上没有差别，而溶解三氧化硫的发烟硫酸就是一种超酸体系了，酸性强于纯硫酸。

纯硫酸是无色、粘稠，导电性能极高的油状液体，并不易挥发，但是加热沸腾前会产生大量的白雾状硫酸酸雾。 纯硫酸是一种非常极性的液体，其介电系数大约为100。因为它分子与分子之间能够互相质子化对方，造成它极高的导电性，这是由于它发生自偶电离生成的两种离子所致，这个过程被称为质子自迁移。这种反应机理是和纯磷酸以及纯氢氟酸所同出一辙的。但纯硫酸达成这种反应平衡所需要的时间则比以上两者快得多，差不多是即时性的。

1.2 硫酸的生产方法

生产硫酸最古老的方法是用绿矾（FeSO4·7H2O）为原料，放在蒸馏釜中锻烧而制得硫酸。在煅烧过程中，绿矾发生分解，放出二氧化硫和三氧化硫，其中三氧化硫与水蒸气同时冷凝，便可得到硫酸。

煅烧??Fe2O3+SO2+SO3+14H2O 2（FeSO4·7H2O）??在18世纪40年代以前，这种方法为不少地方所采用。古代称硫酸为“绿矾油”，就是由于采用了这种制造方法的缘故。二氧化硫氧化成三氧化硫是制硫酸的关键，但是，这一反应在通常情况下很难进行。后来人们发现，借助于催化剂的作用，可以使二氧化硫氧

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化成三氧化硫，然后用水吸收，即制成硫酸。根据使用催化剂的不同，硫酸的工业制法可分为硝化法和接触法[3]。 1.2.1 硝化法制造硫酸

硝化法（包括铅室法和塔式法）是借助于氮的氧化物使二氧化硫氧化制成硫酸。其中铅室法在1746年开始采用，反应是在气相中进行的。由于这个方法所需设备庞大，用铅很多，检修麻烦，腐蚀设备，反应缓慢，成品且为稀硫酸，所以，这个方法后来逐渐地被淘汰。

在铅室法的基础上发展起来的塔式法，开始于本世纪初期。1907年在奥地利建成了世界上第一个塔式法制硫酸的工厂，其制造过程同样是使氮的氧化物起氧的传递作用，从而氧化二氧化硫，再用水吸收三氧化硫而制成硫酸，不同的是该过程在液相中进行，生产成本及产品质量都大大优于铅室法。塔式法制出的硫酸浓度可达76%左右，目前，我国仍有少数工厂用塔式法生产硫酸。目前我国硫酸生产接触法占绝大部分，塔式法已很少，但是硝化法还具有它一定的优点。虽然它产酸的浓度为76％左右，该浓度的酸适合制造过磷酸钙，另外此种生产方法设备简单，建厂快，硫的利用率比较高，可以用杂质比较高的原料，其缺点是必须消耗硝酸。

（1）硝化法制造硫酸可归纳为三个重要过程：

① 二氧化硫与氮氧化物的作用。反应结果，二氧化硫被氧化成硫酸，高级的氮氧化物转变为低级氮氧化物（NO）。

② 一氧化氮的氧化。目的在于使其变为高级的氮氧化物，并再次参与二氧化硫的氧化反应。

③ 氮氧化物的回收。以硫酸吸收高级氮氧化物使之与尾气分离回收。 （2）硝化法的优缺点

硝化法制造硫酸主要有如下优点： ① 投资小，建设速度快；

② 采酸率高，可达92%以上，电的消耗比较少。 硝化法的缺点：

① 一般只能生产稀硫酸；

② 设备腐蚀较重，维护也比较困难，维护费用也较高； ③ 生产操作比较不稳定，指标波动大。

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1.2.2 接触法制造硫酸

接触法是目前广泛采用的方法，它创始于1831年，在本世纪初才广泛用于工业生产。到20年代后，由于钒触媒的制造技术和催化效能不断提高，已逐步取代价格昂贵和易中毒的铂触媒。世界上多数的硫酸厂都采用接触法生产。接触法中二氧化硫在固体触媒表面跟氧反应，结合成三氧化硫，然后用98.3%的硫酸吸收为成品酸。这种方法优于塔式法的是成品酸浓度高，质量纯（不含氮化物），但炉气的净化和精制比较复杂。目前可作为制造硫酸原料的含硫资源除硫磺外，主要有：硫铁矿、硫精砂（尾砂）、有色金属冶炼气、焦炉气、天然气、石油气中的硫化氢也可作为制取二氧化硫气体的原料[6]。将二氧化硫与氧化合成为三氧化硫的反应式是：2SO2＋O2 = 2SO3＋Q，这个反应在常温下没有触媒存在时，实际上不能进行。为了使这一反应加快，必须提高温度并且采用触媒催化（也叫触媒氧化）。这便是接触法制造硫酸名称的由来。

（1）接触法生产硫酸由下列四个工序组成： ① 制备二氧化硫气体；

② 精制二氧化硫以除去其中的杂质； ③ 二氧化硫氧化成三氧化硫； ④ 三氧化硫被吸收而变成硫酸（2）接触法的优缺点

接触法制造硫酸主要有以下优点： ① 产品纯度高，且产品种类多；

② 设备腐蚀较轻，容易维护而且维护费用也较小，设备寿命比较长，管理也比较容易；

③ 生产比较平稳，指标波动范围小。 接触法的缺点主要有：

投资较大、建造速度慢、采酸率较低等。 1.3 硫酸生产全工段工艺简介

[4,7]

。

1.3.1 SO2气体的制取与净化

制取SO2气体是制取硫酸的第一步，也是制取硫酸的重要一步。现今制取SO2气体的方

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法主要有，燃烧硫铁矿，燃烧硫磺，还原硫酸盐，冶炼烟气以及各种含硫工业废料再次利用等方法。但现今采用最多的还是硫铁矿与硫磺的燃烧这两种方式。

进入净化系统的炉气含有0.5~30g/cm3的矿尘。矿尘积累起来不仅堵塞管道设备，而且其中的氧化铁能与酸雾形成硫酸铁，覆盖在二氧化硫催化剂的表面，既降低催化剂的活性，有增加了床层的阻力。此外，硫铁矿中所含的砷，硒，氟等杂质，分别以不同的形式进入到炉气中，其中的一部分或大部分随炉气带入净化系统。砷能使催化剂中毒，氟能腐蚀设备。进入转化器后，还能侵蚀催化剂载体，引起粉化，使催化床阻力上涨。随同炉气带入净化系统的还有水蒸气和少量三氧化硫气体，二者结合可形成酸雾。酸雾在洗涤塔中较难吸收，带入转化系统会降低二氧化硫的转化率，腐蚀系统设备和管道。因此，炉气必须进行一部的进化和干燥，方可进行二氧化硫的催化氧化。炉气的净化可用干法或湿法进行。目前普遍采用的是湿法净化。

炉气净化技术随着净化设备的进步而提高。初始，由简单的重力沉降室和惯性除尘室、旋风除尘器等所组成，净化效率低下。自1960年美国科学家F.G.科特雷尔发明了高压静电除尘、除雾设备后，加快了炉气净化技术的发展步伐[8]。高效旋风除尘器、文式管、泡沫塔、新型填料塔、星形铅间冷器、板式冷却器、冲击波洗涤器、高密度聚乙烯泵、耐稀酸合金泵等高效耐磨蚀设备的出现，使净化设备的选型范围扩大了，寿命延长了，促进了炉气净化工艺方法更加合理、完善。 1.3.2 SO2气体的转化和吸收

（1）一次转化一次吸收

为了使转化器中的SO2催化氧化过程尽可能地遵循最佳温度曲线进行，随着转化率的提高，必需从反应系统中除去多余的热量，是温度相应地降低。按照换热方式不同，转化器可以分为多段换热式和连续换热式两类。由于SO2最终转化率很高，反应前期与后期单位时间内单位体积催化床的反应热相差倍数很大，用一般的连续换热式转化器时，过程难以遵循最佳温度曲线；而且温度调节也很困难，对于气体组成和空速的变化适应性也很差；再加上结构复杂，催化剂装填系数较小，设备的生产能力也低。所以现在普遍采用多段换热式转化器。一次转化一次吸收工艺可能达到的最佳最终转化率是97.5～98%如果要得到更高的转化率，将使所需的催化剂用量大幅度增加，这是不经济的，而且还受到平衡转化率的限制。如果将尾气直接排入大气，将造成严重的大气污染。

（2）二次转化二次吸收

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两次转化两次吸收工艺与一次转化一次吸收工艺相比，能用较少的催化剂而获得很高的最终转化率，关键在于将整个转化过程分为两次进行。第一次使大部分SO2得到转化，一般控制转化率在90%左右，然后进入第一吸收塔（或称中间吸收塔）将SO2吸收，再进行第二次转化。此时由于反应混合物中不含SO3，而且SO2浓度很低，O2/SO2比值较一次转化要高得多，在这种情况下，平衡转化率高，反应速度快，用较少的催化剂就能保证转化率达到95%左右[9]。两次转化的最终转化率因工艺条件而异，一般在99.5～99.8%范围内。

（3）沸腾转化

传统上，二氧化硫的催化氧化过程都是采用固定床转化器。这种转化器的生产强度受到多种因素的限制：

① 催化剂颗粒不能太小，否则反应气体通过催化床的流体阻力太大； ② 钒催化剂的导热系数小，不能采用换热管将固定床中的热量除去； ③ 不能采用高浓度的二氧化硫气体。

为了克服这些缺点，可采用沸腾转化。沸腾转化能从催化床中非常有效地除去热量，能够使用小颗粒催化剂和采用高浓度二氧化硫气体。而且，采用沸腾床转化器可以降低工厂投资，提高蒸汽回收量。硫酸厂使用这种转化器的主要障碍是催化剂的磨损问题。

气体中的二氧化硫经催化氧化形成三氧化硫后，即送入到吸收系统用发烟硫酸或浓硫酸吸收，形成不同规格的产品硫酸。吸收过程可用下式表示：

nSO3+H2O(液)=H2SO4（液）+（n-1）SO3（液）

改变上式中的n值，便形成相应浓度的产品硫酸。当n>1时，形成发烟硫酸；n=1时，形成无水硫酸；n<1时，则为含水硫酸，即硫酸和水的溶液。要求生产发烟硫酸时，可采用两端吸收流程。转化气一次通过发烟硫酸吸收塔和浓硫酸吸收塔，分别为发烟硫酸和98.3%硫酸吸收SO3气体后，气相中的SO3含量可降至0.1~0.01%，然后由浓硫酸吸收塔出口引至尾气处理部分，或直接经过捕沫后放空。现今三氧化硫吸收技术的发展主要表现在填料性能的改进，布酸设备的改进和冷却器设计材料的改进。 1.3.3 尾气的处理

硫酸厂尾气中的有害物，主要是SO2（约0.2%~0.5%），少量的SO3和酸雾。因此，减少尾气中的有害物的排放，主要应该是提高SO2的转化率及SO3的吸收率。提高SO2的最终转化率，使之达到99.75%，就符合目前的排放标准。采用两转两吸流程时，在正常的条件下，是可以达到的。故在新建的硫酸厂中，这种流程以得到广泛的采用。但是，在早期建成的

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硫酸装置中，绝大多数为一转一吸流程，对尾气及含低浓度SO2气体的处理方法甚多，且各具特色，主要有：

（1）氨法

用氨水或铵盐溶液吸收形成亚硫酸铵—亚硫酸氢铵吸收液。连续引出部分吸收液进行处理，随着处理方法的不同，所获得的产品异不同。其中应用最广的是氨—碱法。

（2）碱法

用各种碱液吸收尾气中的SO2，可以免除氨法中氨的损失和雾沫。常用的碱吸收液有碳酸钠溶液，氢氧化镁溶液及石灰乳等。其共同的优点是：脱除率高，工艺简单。其中，石灰乳吸收法的突出优点是石灰来源方便，价格低廉，投资和操作费用较低。

（3）金属氧化物法

金属氧化物所形成的碱性溶液，亦可作为SO2的吸收剂。主要有碱性硫酸铝—石膏法；氧化锌溶液吸收法；氧化锰法等。

（4）活性炭法

活性炭通常具有较大的内表面积，是一种良好的吸收剂。当尾气中的SO2在一定条件下通过活性炭层时，被活性炭表面吸附。在100℃以下主要为物理吸附，提高温度后，从物理吸附转向化学吸附。在活性炭表面，吸附态的SO2和吸附态的氧作用，形成吸附态SO3，有水存在时，便形成硫酸。

（5）控制SO2排放的其他方法

这类方法主要有稀释法，CIL法，调节供气法等。 1.4 硫酸工业的重要性及其发展 1.4.1 硫酸在国民经济中的重要性

硫酸是化学工业的重要产品，又是许多工业生产的重要原料。硫酸常常被列为国家主要化工产品之一，人们往往用硫酸的年产量来衡量一个国家的化工生产能力。硫酸在国民经济的各个方面都具有广泛用途，在有关化学工业方面尤其重要。硫酸所以被誉为化学工业的发动机。硫酸是一种非常重要的化工原料，几乎所有的工业都直接或间接地用到它。硫酸最大消费者是化肥工业，用以制造磷酸、过磷酸钙和硫酸铵。在石油工业中,硫酸用于产品的精炼。钢铁工业需用硫酸进行酸洗。在有色冶金工业中，需用硫酸配制电解液。硫酸是硝化工序不可缺少的脱水剂。硫酸还是现代氟工业的基础。其他如制革、造纸、电镀、

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印染、医药、农药、炼焦、蓄电池、合成洗涤剂等生产也都需用硫酸。硫酸也是十分重要的化工基础原料，被人称为化工之母，衡量一个国家或者一个地区的经济是否发达，首先就看这个地区的硫酸产量[3]。我国的硫酸工业开始于19世纪，19世纪70年代以前，我们过的硫酸基本依靠进口，用黄金交换。现在我国的硫酸工业飞速发展，从1949年的年产4万吨，到2000年的2356万吨每年，以每年20%的高速增加。

自从加入WTO后，中国彻底的打破了资源的局限性，在全球范围内对资源进行优化配置，硫酸的工业原料也根据国际市场进行重组，一统天下的硫铁矿制酸，几年之内就被逼退到只剩半壁江山。2006年全国也将关闭四万吨以下的硫铁矿制酸，硫磺制酸法受到制酸界的广泛关注。我国的硫磺资源较少，年产量常年维持在30万吨，根据有关部门预测我们过未来的10-15年内，为满足对油品的需求，原油进口量将达到一亿吨。其中大部分为中东高硫原油，其加工中必然产生大量的硫化氢气体；同时内地炼油厂对原油的深度加工，也会产生大量酸性气体。因此，我国硫磺的回收总产量在未来的5-10年间预计可达到100-150万吨，除去工业上用硫磺30-40万吨，还有100万吨以上的硫磺可共用于硫酸的生产。

2003年我国的硫酸表现消费量为3565.2万吨。其中磷复合肥占67.6%，增加18%；其他化肥消耗4.1%；非化肥用酸28.3%增加8.7%虽然国内产量增加很快，但还是无法完全满足需求。2003年进口硫磺499万吨，比上年增加22%；进口硫酸193.9万吨，与上年基本持平。同时我国硫酸的产量也达到了3371.2万吨，增加10.5%，摆脱了长期以来位居次席的地位，超越了美国的3050-3100万吨。由于硫磺进口价位一直居高不下。部分硫磺制酸装置改回硫铁矿制酸，使硫铁矿制酸的产量达到了1303.4万吨，比2002年增加了8.1%，占总产量38.7%；硫磺制酸产量为1260.9万吨，占总产量的37.4%；冶炼烟气制酸产量为752.1万吨，占总产量22.3%；磷石膏以及其他制酸产量为54.7万吨。

2004年硫酸产量以及市场显现多年的未见的好形势，其中有两个原因：一是从2003年底开始，中央紧抓三农问题，出台一系列对化肥企业的好政策，促进了磷复合肥特别是高浓度磷复合肥的生产，复合肥每月以同比20%以上的速度增加；二是国民经济的快速增长，增加了对硫酸的需求，因此，2004年硫酸每月的产量同比增长都在18%以上，全国硫酸市场上一度出现供不应求的形势，价格一路上扬。2004年全国硫酸产量3994.6万吨，同比增加了18.5%其中产量最大的是云南。

2005年1-2月总产量为669.4万吨，比2004年同期564.9增加了18.5%。预计2005年硫酸产量可超过4400万吨，同比增加10.1%；其中硫磺制酸2000万吨，同比增加23.2%；

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冶炼烟气制酸900万吨，同比增加4.7%；硫铁矿制酸1450万吨同比增加1.4%；其他制酸55万吨，与去年基本持平。进口硫酸175万吨，由于韩国硫酸减少，总进口量比2004年进一步下降。

2006年 利用废热能源，硫资源带来的废热能源是硫酸行业得天独厚的优势，石油、天然气、煤等主要能源原料的供不应求更加反映出硫酸行业废热能源的弥足珍贵。对国内硫酸企业来说和国际市场完全平等的接轨将意味着硫酸价格的进一步下降。目前，西北欧的硫酸企业出售硫酸废热能源获得的利润，已经远远超过了销售硫酸获得的利润。因此充分利用硫酸系统高中低温位废热能源是十分必要的。我国现有利用硫酸系统的中压蒸汽发电的硫酸企业只占硫酸企业总数的10.6%，数量太少，应该积极利用热管技术等新技术回收硫酸中的废热，提高我国硫酸废热的回收水平。

对于中国的硫酸工业来说, 21 世纪是一个全新的发展阶段, 加入WTO 所产生的影响是巨大而深远的。 资源的全球化配置、国外资金与技术的全面介入, 必将打破中国硫酸工业的原有格局, 我们的技术水平、生产管理水平也将因此而跃上一个新的台阶。对于企业来说,机遇与挑战并存, 只要迅速树立“国际准则”观念, 及时调整发展方略、不断提高竞争实力,就能够成功地立足于国内乃至国际硫酸市场。面对未来, 我们充满信心：经过入世风雨的涤荡之后，中国必将跻身于世界硫酸强国之林。

环保达标成为企业生存的首要条件。21世纪是绿色的世纪，实施的是可持续发展战略，企业的命运与环境的关系比以往任何时候都更为紧密。依照我国目前《大气污染物综合排放标准》，新建装置的二氧化硫的最高允许排放浓度为960mg/m3。大型装置，特别是硫磺装置，只要设计合理、管理严格完全可以达到这一标准。因此硫磺制硫酸拥有很好的的工业使用前景。

1.4.2 硫酸工业的发展

硫酸工业已有 200多年的历史。早期的硫酸生产采用硝化法，此法按主体设备的演变又有铅室法和塔式法之分。19世纪后期，接触法获得工业应用，目前已成为生产硫酸的主要方法。

在我国，1874年，天津机械局淋硝厂建成中国最早的铅室法装置，1876年投产，日产硫酸约2t，用于制造无烟火药。1934年，中国第一座接触法装置在河南巩县兵工厂分厂投产。

1949年以前，中国硫酸最高年产量为 180kt(1942)。1983年硫酸产量达8.7Mt（不包

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括台湾省）,仅次于美国、苏联，居世界第三位。1951年，研制成功并大量生产钒催化剂，此后还陆续开发了几种新品种。1956年，成功地开发了硫铁矿沸腾焙烧技术，并将文氏管洗涤器用于净化作业。1966年,建成了两次转化的工业装置,成为较早应用这项新技术的国家。在热能利用、环境保护、自动控制和装备技术等方面，也取得了丰硕成果。

由于硫酸与化肥、继而与粮食之间的密切关系，硫酸工业在我国国民生计中占有举足轻重的地位，一直是个备受关注的行业。

改革开放以来，硫酸工业得到了迅速发展，其产业结构、原料构成、装置规模、技术装备水平、废物排放指标全然今非昔比，正在以崭新的面貌迈入现代化工的行列。虽然我国硫酸工业取得了令人瞩目的成就，但是，我国只是一个硫酸生产大国，而不是硫酸生产强国。从技术方面来看，其工艺设计、设备制造、催化剂性能、废热回收率等与国外先进水平仍有一定的差距。因此，坚持与时俱进、坚持技术创新，是我国硫酸工业实现可持续发展的唯一途径。随着全球经济一体化战略的推进，我国目前这种以本国资源为主要原料、中小型企业星罗棋布的产业结构最终将彻底打破，取而代之的是与国际市场竞争规则相适应的体系。生产装置的大型化、环保意识的极限增强、技术装备水平的全方位提升、能源工厂设计理念的广为接纳，这些目前发达国家已经实现或正在追寻的目标必将成为新世纪我国硫酸工业的现实。 1.5 本次设计主要研究内容

本次设计的主题是年产7万吨硫酸车间干吸工段的工艺设计，采用的是两转两吸的转化工艺，对干吸工段进行了物料衡算和热量衡算，其中主要对此工段的主要设备干燥塔、吸收塔和换热器进行了初步的设计。

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第2章 生产工艺

2.1 两次吸收法生产硫酸流程图

图2.1 两次吸收的干吸岗位流程[2]

1．干燥塔；2.中间吸收塔；3.最终吸收塔；4.尾气烟囱；

5.酸冷却器；6.酸循环槽；7.酸泵；8.高位槽

2.2 干燥、一吸及二吸系统流程说明

由净化工段来的炉气，从干燥塔的底部进入，与塔顶喷淋的浓硫酸逆流接触，被吸收了水的硫酸从塔底引出进入酸循环槽，且其浓度降低，为了维持酸浓，由吸收工段引来98%H2SO4，串入酸循环槽中。喷淋酸由于吸水放热，酸温上升。酸循环液由酸泵打出，一部分引入酸冷却排管，经冷却后作为喷淋酸，一部分串入吸收工段的酸循环槽。

吸收酸由塔顶进入，与来自下部的转化器逆流接触，吸收了SO3的硫酸从塔底引出时，其浓度提高了。为了维持入塔喷淋酸浓度的稳定，在干燥塔与吸收塔之间串酸，并加入补充水。

随着SO3吸收的进行，释放出大量的反应热和溶解热，同时，还进行着汽、液两相之间的传热，使塔内酸温提高。在串酸过程中，酸温亦有变化。故吸收塔在入塔前必须

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经过冷却。吸收了SO3的酸被引入酸循环槽。再由泵抽出，一部分串入干燥系统，一部分作为吸收酸。另外还有一部分酸直接从酸循环槽引出作为成品酸到酸贮槽。

二次转化炉来的转化气进入第二吸收塔底，与下降的吸收酸形成逆流，其中SO3基本被吸收完全，则SO3的利用率可达99.5%。 2.3 工艺计算的基础数据 2.3.1 干燥塔基础数据

表2.1 干燥塔基础数据

项目 气体进口温度/℃ 气体出口温度/℃ 淋洒酸进口温度/℃ 淋洒酸出口温度/℃ 淋洒酸浓度/% 淋洒密度/(m/m·h) 塔的操作速度/(m/s) 出塔气体含水量/(g/m）

效率/%

3

3

2

干燥塔 ﹤40 40～50 ﹤45 50～60 93～95 15～20 0.8～1.5 0.1 ﹥99

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2.3.2 两转两吸的吸收塔基础数据

表2.2 两转两吸吸收塔

项目 气体进口温度/℃ 气体出口温度/℃ 淋洒酸进口温度/℃ 淋洒酸出口温度/℃ 淋洒酸浓度/%/ 淋洒密度/(m/m·h) 塔的操作速度/(m/s)

效率/%

3

2

一吸塔 130～150 50～70 45～55 60～70 98 15～30 0.8～1.5 ﹥99

二吸塔 120～180 50～70 45～55 50～65 98 15～30 0.8～1.5 ﹥99

（表2.1、表2.2见《硫酸工作手册》[2]

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第3章 工艺计算

3.1 原始数据 3.1.1 产量

本设计生产能力7万吨／年，按年开车7200h计算，可知车间每小时硫酸的生产量为：

7?10000?9.72t/h，以0℃为基准。

72003.1.2 炉气成分

SO2：10.6 ； O2 ：6.35； N2 ：83.2； 3.1.3 炉气水分含量 0.1mol/mol干炉气 3.1.4 进酸浓度

干燥塔进酸浓度93%；出酸浓度≥92.5%。 吸收塔进酸浓度98%；出酸浓度～98.5%。 3.1.5 转化率及吸收率

一次转化率92%；二次转化率99% 吸收率99%。

3.2 干燥塔及其循环槽的工艺计算 3.2.1 干燥塔及循环槽的物料衡算 （1）进干燥塔气体成分

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9.72?10001??101.20kmol/h980.99?0.996.35O2:101.20??60.62kmol/h10.6

83.2N2:101.20??794.33kmol/h10.6H2O:0.1?(101.20?60.62?794.33)?95.62kmol/hSO2:进干燥塔炉气成分如下表3.1所示： 表3.1 进干燥塔炉气成分

项目 SO2 O2 N2 ∑

kmol/h 101.20 60.62 794.33 956.20 95.62

kg/h 6467.8 1940.00 22241.24 30649.04 1721.16

m3/h 2266.88 1358.00 1779.30 21417.76 2141.775

% 10.60 6.35 83.20

H2O

（2）干燥塔出口气体含水量

设出干燥塔气体中含水量为0.1g/cm3，则干燥塔出口气体含水量为：

0.1?21417.76?2.14kmol/h

1000（3）吸收塔循环酸与干燥塔循环酸对串酸量

设：93%硫酸—98%硫酸串酸量为x（kg/h）；98%硫酸—93%硫酸串酸量为y（kg/h）。

.16?20%?y?24.08%?x （3.1） 由H2O平衡得：1721由SO3平衡得：80%y?75.92%?x （3.2）

x?0.8y?1.054y （3.3）

0.7592将式（3-3）带入式（3-1）：

1721.16?20%?y?0.2408?1.054y ?y?31873kg/hx?33594kg/h设出干燥塔气体中含水量为0.1g/cm3，则干燥塔出口气体含水量为：

0.1?2141.775?2.14kg/h1000

（4）循环酸量：

由于塔直径未确定，故而按酸浓度差计算循环酸量。

入塔酸浓度：93% H2SO4，比重：1.7974g/cm3，温度：50?C，酸量：X m3/h，出塔

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酸浓度：92.5%

干燥塔吸水量=1721.16-2.14=1719.02kg/h 由物料平衡得

X?1.7974?1000?93%?(X?1.7974?1000?1719.02)?92.5% 解得X=176.93m3/h 采用180m3/h的酸泵。 干燥塔循环酸槽物料衡算如表3.2所示： 表3.2 干燥塔循环酸槽物料衡算表

进物料 kg/h 从干燥塔冷却器来92.5%H2SO4 318014 98%硫酸—93%硫酸串酸量 31873

∑ 349887

出物料 kg/h 上塔循环93%H2SO4 319733 93%硫酸—98%硫酸串酸量 33594

∑ 353327

3.2.2 干燥塔及其循环槽的热量衡算

（1） 干燥塔的热量衡算（以0℃气态水为基准） ①炉气带入热量Q1（t=40℃）

SO2带入热量：q1?101.2?40?41.57?168275.36kJ/h O2带入热量：q2?60.62?40?29.37?71222.3kJ/h N2带入热量：q3?794.33?40?28.45?903941.9kJ/h H2O带入热量：q4?95.62?40?32.716?125125.6kJ/h

式中41.57、29.37、28.45、32.716分别为0～40℃时SO2、O2、N2及H2O的摩尔热容（kJ/(kmol·K)）。

Q1?q1?q2?q3?q4?1268565.16kJ/h

②水的冷凝热Q2 水在40℃时冷凝热为2406kJ/kg

Q2?1719.02?2406?4135962.12kJ/h

③入塔酸带入热Q3 50℃93% H2SO4的热焓I1=78.7kJ/kg

Q3?176.93?1.7974?1000?78.7?25027700.38kJ/h

④93%酸稀释热Q4

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Q'?n?17860?4.186 8 （3.4）

n?1.7983式中：Q'—稀释热，kJ/kmol H2SO4； n—对于1molH2 O所用水的摩尔水。

对于浓度为C1的硫酸，当稀释到浓度为C2时，放出的热量按下式计算：

?n?17860n1?17860?Q2'?Q1'??2???4.1868 （3.5）

?n2?1.7983n1?1.7983?式中：Q2'?Q1'—每mol H2SO4放出的热量，kJ/kmol；

n2、n1—浓度分别为C2、C1时每mol H2SO4所含水的摩尔数。 93% H2SO4→92.5% H2SO4

7/18?0.41 93/980.41?17860Q1'??4.1868?13883kJ/kmol

0.41?1.79837.5/18n2??0.44

92.5/980.44?17860Q2'??4.1868?14699kJ/kmol

0.44?1.7983n1?Q2'?Q1'?14699?13883?816kJ/kmol

Q4?319733?0.93?816?2475907.95kJ/h

98⑤炉气带出热Q5（t=45℃）

SO2带出热量：q1?101.2?45?41.64?189628.56kJ/h O2带出热量：q2?60.62?45?29.295?79913.83kJ/h N2带出热量：q3?794.33?45?28.5?1018728.23kJ/h H2O带出热量：q4?(2.14/18)?45?32.74?175.16kJ/h

式中41.64、29.295、28.5、32.74分别为0～45℃时SO2、O2、N2及H2O的摩尔热容（kJ/(kmol·K)）。

Q5?q1?q2?q3?q4?1288445.78kJ/h ⑥出塔酸带出热Q6和酸温

Q6?Q1?Q2?Q3?Q4?Q5

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?1268565.16?4135962.12?25027700.38?2475907.95?1288445.78

?31619689.83kJ/h则：出塔酸的热焓I?31619689.83?98.37kJ/kg

319733?1719.02查表3.3通过内插法得：92.5% H2SO4 I=98.37 kJ/kg时的温度为t=61.95℃。 硫酸的热含量表如表3.3所示： 表3.3硫酸的热含量表

硫酸浓度%（质量）

40℃

92 93 98 99

63.2 62.4 58.2 57.4

热含量kJ/kg

60℃ 96.3 95 89.2 87.9

80℃ 130.2 129 121 118.9

（2）干燥塔循环酸槽的热量衡算

①从干燥塔冷却器来的92.5% H2SO4带入热Q1

Q1?318014?IkJ/h

②从98%酸循环系统串来的98.5% H2SO4带入热Q2

Q2?31873?79.34?2528803.82kJ/h 式中：79.34为98.5% H2SO4的热焓kJ/kg。 ③混合热Q3

由98.5% H2SO4、92.5% H2SO4两种浓度的硫酸，混合成93% H2SO4。

7.5/18?0.44

92.5/980.44?17860q1??4.1868?14699kJ/kmol

0.44?1.79831.5/18n2??0.083

98.5/980.083?17860q2??4.1868?3299kJ/kmol

0.083?1.79837/18n3??0.41

93/980.41?17860q3??4.1868?13883kJ/kmol

0.41?1.7983n1?19

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1?3001.66kmol/h 981m2?31873?0.985??320kmol/h

98m1?318014?0.925?Q3??m1?m2??q3?m1?q1?m2?q2

??3001.66?320??13883?3001.66?14699?320?3299 ?46114606?44121400?1055680?937526kJ/h④上塔酸带出热Q4

Q4?319733?78.38?25060672.54kJ/h ⑤串往98%酸循环槽的93% H2SO4带出热Q5

Q5?33594?78.38?2633098kJ/h 式中：78.38为93% H2SO4的热焓kJ/kg。 ⑥从干燥塔冷却器来的硫酸温度 由热量平衡得：

Q1?Q2?Q3?Q4?Q5

318014I?2528803?937526?25060672?2633098

318014I?24227441I=76..18 kJ/kg 查表3.3通过内插法得：92.5% H2SO4的温度为t=47.68℃ 即干燥塔冷却器出口酸温为47.68℃，进口酸温61.95℃ 干燥塔热量衡算如表3.4所示： 表3.4干燥塔热量衡算表

干燥塔进口热量

项目

kJ/h

炉气带入热Q1 水的冷凝热Q2 入塔酸带入热Q3 93%硫酸稀释热Q4

入塔总热量∑

1268565.16 4135962.12 25027700.38 2475907.95 32908135.61

炉气带出热Q5 出塔酸带出热量Q6

出塔总热量∑

项目

kJ/h 1288445.78 31619689.83

干燥塔出口热量

36908135.61

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干燥塔循环酸槽的热量衡算如表3.5所示： 表3.5干燥塔循环酸槽的热量衡算表

带入热

项目

kJ/h

92.5% H2SO4带入热Q1 98.5% H2SO4带入热Q2

混合热Q3 带入总热量∑

24227441 2528803 937526 27693770

上塔酸带出热Q4 93% H2SO4带出热Q5

带出总热量∑ 项目

kJ/h 25060672 2633098

带出热

27693770

3.3吸收塔及其循环槽的物料衡算 3.3.1中间吸收塔物料衡算 （1）进塔气体成分

SO2:101.2??1?0.92??8.096kmol/hSO3:101.2?0.92?93.104kmol/h93.104O2:60.62??14.07kmol/h2N2:794.33kmol/h

进中间吸收塔气体成分如表3.6所示： 表3.6进中间吸收塔气体成分

项目 SO2 SO3 O2 N2 ∑

kmol/h 8.096 93.104 14.07 794.33 909.6

kg/h 518.08 7448.4 450.4 22241.1 30315.96

m3/h 181.33 85.55 315.28 17792.88 20375.04

（2）吸收SO3量（吸收率为99%）

93.104?0.99?92.17kmol/h

（3）出塔SO3量

93.104?92.17?0.931kmol/h

出塔气体成分如表3.7所示：

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表3.7出塔气体成分

项目 kmol/h

SO2 8.096

SO3 93.104

O2 14.07

N2 794.33

∑ 909.6

（4）上塔酸量G

为了便于管理，循环酸泵仍选用与干燥塔相同的酸泵（180 m3/h） 酸浓：98%，比重：1.8023g/cm3，温度：55?C

G?180?1.8023?1000?324414kg/h

（5）出塔酸量

324414?92.17?80?331788kg/h

（6）出塔酸浓

324414?0.8?7448?100%?80.44%

331788相当于出塔酸浓98.54% H2SO4

出塔酸中含SO3?中间吸收塔物料平衡如表3.8所示： 表3.8中间吸收塔物料平衡表

进物料 kg/h 98% H2SO4 3244140 进塔SO3气体 7448.4 ∑ 331862.4

出物料 kg/h 98.54% H2SO4 331788 出塔SO3气体 74.4 ∑ 663724.8

3.3.2 最终吸收塔物料衡算 （1）进塔气体成分

SO2:101.2??1?0.99??1.01kmol/hSO3:101.2??0.99?0.92??7.09kmol/h7.09O2:14.07??10.53kmol/h2N2:794.33kmol/h

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进最终吸收塔气体成分如表3.9所示： 表3.9 进最终吸收塔气体成分

项目 SO2 SO3 O2 N2 ∑

kmol/h 1.01 7.09 10.53 794.33 813.00

kg/h 64.64 566.8 336.96 2241.1 23209.5

m3/h 22.63 158.71 235.87 17792.88 18210.08

（2）吸收SO3量（吸收率为99%）

7.09?0.99?7.02kmol/h

（3）出塔SO3量

7.09?7.02?0.07kmol/h

出塔气体成分如表3.7所示： 表3.7出塔气体成分

项目 kmol/h

SO2 1.01

SO3 0.07

O2 10.53

N2 794.33

∑ 805.94

（4）上塔酸量G

为了便于管理，吸收塔仍采用160 m3/h酸泵，上塔酸量同中间吸收塔 酸浓：98%，比重：1.8023g/cm3，温度：55?C

G?180?1.8023?1000?324414kg/h

（5）出塔酸量

324414?7.02?80?324975.2kg/h

（6）出塔酸浓

324414?0.8?561.2?100%?80.03%

324975.2相当于出塔酸浓98.04% H2SO4

出塔酸中含SO3?

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最终吸收塔物料平衡如表3.9所示： 表3.9最终吸收塔物料平衡表

进物料 kg/h 98% H2SO4 324414 进塔SO3气体 566.8 ∑ 324980.8

出物料 kg/h 98.04% H2SO4 324975.2 出塔SO3气体 5.6 ∑ 324980.8

3.3.3 吸收循环槽物料衡算 表3.10吸收循环槽物料衡算表

进物料

中吸塔排管来98.54%

H2SO4

吸收塔排管来98.04%

H2SO4 93%塔串来93% H2SO4

∑

kg/h 331788 324975.2 33715.5

1380957.4

出物料 上中间吸收塔98%

H2SO4

上最终吸收塔98%

H2SO4 串去93%塔98% H2SO4 产成品98% H2SO4

∑

kg/h 324414 324414 31988 9720 690536

3.4吸收塔及其循环槽的热量衡算 3.4.1中间吸收塔热量衡算

（1）进塔气体带入热量Q1（t=160℃）

SO2带入热量：q1?8.095?160?43.21?55965.59kJ/h SO3带入热量：q2?93.105?160?55.098?820783.885kJ/h O2带入热量：q3?14.08?160?29.852?67226.71kJ/h

.59kJ/h N2带入热量：q4?794.33?160?28.876?3669908式中43.21、55.098、29.852、28.876分别为0～160℃温度内SO2、SO3、O2、N2的平均热容（kJ/(kmol·K)）。

Q1?q1?q2?q3?q4?4613884.77kJ/h （2）入塔酸带入热Q2

24

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入塔酸温55℃，浓度98% H2SO4，热焓：I=81.43kJ/kg

Q2?324414?81.43?26417032.02kJ/h （3）吸收反应热Q3

Q3?7374?20?7013?12928465.5kJ/h 80式中：7013为50℃时98% H2SO4吸收气体SO3的吸收反应热（kJ/kgH2O）。 （4）98% H2SO4浓缩为98.54% H2SO4的浓缩热Q4

Q4?324414?98??37.26?18.589??0.54?3205435.21kJ/h 100式中：37.26及18.589分别为98%及99% H2SO4的积分稀释热（kJ/kgH2O）。 （5）出塔气体带入热量Q5（t=60℃）

SO2带入热量：q1?8.095?60?41.826?20314.89kJ/h SO3带入热量：q2?0.93?60?50.978?2844.57kJ/h O2带入热量：q3?14.08?60?29.446?24867.15kJ/h N2带入热量：q4?794.33?60?28.525?1359487.24kJ/h

式中41.826、50.978、29.446、28.525分别为0～60℃温度时SO2、SO3、O2、N2的热容（kJ/(kmol·K)）。

Q5?q1?q2?q3?q4?1407513.85kJ/h （6）出塔酸带出热Q6

Q6?Q1?Q2?Q3?Q4?Q5

?461388.27?26417032.02?12928465.5?3205435.21?1407513.55

?39346433.24kJ/h（7）出塔酸温 出塔酸热焓I?79℃。

25

39346433.24?118.59kJ/kg，查表3.3，然后通过内插法得出塔酸温为

331788武汉工程大学本科毕业设计

中间吸收塔热量衡算如表3.11所示

表3.11中间吸收塔热量衡算表

项目

进塔气体带入热量Q1

入塔酸带入热Q2 吸收反应热Q3 入塔总热量∑

进口热量kJ/h 4613884.77 26417032.02 12928465.5 43959382.29

项目 浓缩热Q4 出塔气体带入热量Q5

出口热量kJ/h 3205435.21 1407513.85 39346433.24 43959382.29

出塔酸带出热Q6

出塔总热量∑

3.4.2 最终吸收塔热量衡算

（1）进塔气体带入热量Q1（t=180℃）

SO2带入热量：q1?1.01?180?42.25?7816.05kJ/h SO3带入热量：q2?7.09?180?55.852?71228.05kJ/h O2带入热量：q3?10.53?180?29.936?56740.7kJ/h N2带入热量：q4?794.33?180?29.18?4172113kJ/h

式中42.25、55.852、29.936、29.18分别为0～180℃温度内SO2、SO3、O2、N2的平均热容（kJ/(kmol·K)）。

Q1?q1?q2?q3?q4?4307762.5kJ/h （2）入塔酸带入热Q2

入塔酸温55℃，浓度98% H2SO4，热焓：I=81.43kJ/kg

Q2?324414?81.43?26417032.02kJ/h （3）吸收反应热Q3

Q3?561.2?20?7013?983923.9kJ/h 80式中：7013为50℃时98% H2SO4吸收气体SO3的吸收反应热（kJ/kgH2O）。 （4）98% H2SO4浓缩为98.04% H2SO4的浓缩热Q4

Q4?324414?98??37.26?18.589??0.04?237439.7kJ/h 100式中：37.26及18.589分别为98%及99% H2SO4的积分稀释热（kJ/kgH2O）。

26

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（5）出塔气体带入热量Q5（t=60℃）

SO2带入热量：q1?1.01?60?41.826?2534.6kJ/h SO3带入热量：q2?0.07?60?50.978?214.1kJ/h O2带入热量：q3?10.53?60?29.446?18604kJ/h N2带入热量：q4?794.33?60?28.525?1359487.3kJ/h

式中41.826、50.978、29.446、28.525分别为0～60℃温度时SO2、SO3、O2、N2的热容（kJ/(kmol·K)）。

Q5?q1?q2?q3?q4?1380840kJ/h （6）出塔酸带出热Q6

Q6?Q1?Q2?Q3?Q4?Q5

?4307762.5?26417032.02?983923.9?237439.6?1380840

?300940438.72kJ/h（7）出塔酸温 出塔酸热焓I?62.2℃。

最终吸收塔热量衡算如表3.12所示： 表3.12最终吸收塔热量衡算表

项目

进塔气体带入热量Q1

入塔酸带入热Q2 吸收反应热Q3 入塔总热量∑

进口热量kJ/h 4307762.5 26417032.02 983923.54 31708718.37

项目 浓缩热Q4 出塔气体带入热量Q5

出口热量kJ/h 237439.65 1380840 30090438.72 31708718.37

380090438.7?92.59kJ/kg，查表3.3，然后通过内插法得出塔酸温为

324975.2出塔酸带出热Q6

出塔总热量∑

3.4.3 吸收循环槽热量衡算

为简化计算，先设吸收塔冷却器出口温度为53℃。 （1） 中间吸收塔冷却器来酸带入热Q1

Q1?331788?I?kJ/h?

27

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（2）最终吸收塔冷却器来酸带入热Q2 53℃（I=78.335kJ/kg）

Q2?324975.2?78.335?25456932.3kJ/h

（3）93% H2SO4→98% H2SO4串酸带入热Q3 （53℃时93% H2SO4的热焓量I=83.59kJ/kg）

Q3?33715.5?83.59?2818278.65kJ/h （4）93% H2SO4→98% H2SO4串酸混合热Q4

Q4?33715.5??130.209?37.263??0.93?291435.4kJ/h （5）上塔酸带出热Q5

酸温55℃，98% H2SO4，I=81.43kJ/kg。

Q5?2?324414?81.43?52834064.05kJ/h （6）串去93%塔酸带出热Q6

Q6?31988?81.43?2604782.85kJ/h （7）产成品酸带出热Q7

Q7?9720?81.43?791499.6kJ/h （8）吸收塔冷却器出口温度t： 热平衡Q进?Q出

Q1?Q2?Q3?Q4?Q5?Q6?Q7

331788?I?25456932.3?2818278.65?291435.4?52834064.05?2604783.85?791499.6 331788I?25040775.14I?75.47kJ/kg

查表3.3，然后通过内插法得吸收塔冷却器出口温度为51.2℃。

28

武汉工程大学本科毕业设计

吸收循环槽热量衡算如表3.13所示：

表3.13吸收循环槽热量衡算表

项目

中吸塔冷却器来酸带入热Q1 二吸塔冷却器来酸带入热Q2

串酸带入热Q3 串酸混合热Q4

∑

进口热量kJ/h 25040775.14 25456932.3 2818278.65 2914360.4 56230346.5

项目 上塔酸带出热Q5 串去93%塔酸带出热Q6 产成品酸带出热Q7

∑

出口热量kJ/h 52834064.05 2604782.85 791499.6

56230346.5

29

武汉工程大学本科毕业设计

第4章 主要设备的工艺计算

4.1冷却器计算

4.1.1干燥塔冷却器的计算

.09?24078046.5?7518014.5kJ/h 热负荷Q?31596061进口酸温61.95℃，出口酸温47.68℃；进口水温30℃，出口水温36℃。 （1）冷却水用量G

G?式中：Q—热负荷，kJ/h； C—水的比热容，kJ/(kg·k)； ?t水—水温差，℃。 由式（4.1）得：G?7518014.5?299274.5kJ/h 或（=299m3/h）

4.1868??36?30?Q （4.1）

C??t水（2）冷却排管的排列 进口酸量?319312?176.8m3/h 或（=0.049m3/s）

1.8054?1000拟采用?150；壁厚??12mm；管长L=2m的铸铁管。 假设：每排6层，每层6根管。

则：直管总长L直?2?6?6?36m，每排有180?弯头5个，每个相当直管长度为：

1?D?2?80?788mm 2每排管总长L总?72?5?0.788?75.94m 每排换热面积为：

假设干燥塔?DL总?3.14?0.162?75.94?38.6m2冷却器共5排，总换热面积：

F?38.6?5?193m2

酸在排管内流速?0.049?0.55m/s （合格，可以采用） 20.78?0.15?530

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（3）冷却面积F

F?式中： Q—热负荷，kJ/h；

K—传热系数，kJ/(m2·s·k)；

?t—平均温差，℃。

Q （4.2） K??t①平均温差?t

酸侧 61.95→47.68℃，?tH?61.95?36?25.95℃ 水侧 36→30℃，?tK?47.68?30?17.68℃ 平均温差 ?t??tH??tK （4.3） ?tH2.3lg?tK由式（4.2）得：平均温差?t?21.5℃ ②传热系数K

t酸?61.95?47.68?54.8℃

2在此温度下的物性数据（查《硫酸物性手册》）： 密度：??1.7905?103kg/m3 粘度：??8.84?10?3kg/(m?s)

导热系数：??0.3332?10?3kJ/(m?s?k) 比热容：Cp?1.625kJ/(kg?k) K?11?1?1?11???R1?管R2?2， kJ/(m2·s·k) (4.4)

式中：?1、?2—管内、外的传热分系数，kJ/(m2·s·k)；

R1、R2—管内、外的污垢系数，（kJ/m2·s·k）-1；（取R1?1000 R2?2000） （忽略不计） ?—管壁厚度，m；

s·k)。 ?管—管的导热系数，kJ/(m2· ?1?0.023?dBs·k) （4.5） ?Re0.8?Pr0.4，kJ/(m2·

31

武汉工程大学本科毕业设计

46.52?G?2

?2?s·k) （4.6） ?，kJ/(m·0.6?0.4dH?2L?上两式中：?—硫酸导热系数，kJ/(m·s·k)；

dB、dH—管的内外直径，m； Re—雷诺系数； Pr—普兰特常数； G—冷却水量，kg/h； L—管的长度，m。 Re??dBu? Pr??Cp? 上两式中：?—硫酸密度，kg/m3； dB—管内直径，m； u—酸在排管内流速，m/s； ?—硫酸的粘度，pa·s； Cp—硫酸的热容量，kJ/(kg·k)； ?—硫酸导热系数，kJ/(m·s·k)。 由式（4.7）和式（4.8）得：

Re?1.7905?103??150?2?12??10?3?0.548.84?10?3?14036

8.84?10?3Pr??1.6250.3332?10?3?43.1

将以上计算结果带入式（4.5）得：

?0.3332?10?30.80.41?0.023??150?2?12??10?3?14036?43.1?0.57 kJ/(m2·s·k) 0.4??46.52???299274.5?20.150.6?2?2???12929.7 kJ/(m2·

s·k) 将?1、?2的计算结果带入式（4.4）得：

K?1111?0.57 kJ/(m2·s·k)

0.33?1000?2000?112929.732

4.7） 4.8） （（武汉工程大学本科毕业设计

将K=0.33 kJ/(m2·s·k)带入式（4.4）得： 冷却面积 F?7518014.5?170.4m2

0.57?21.5?3600其中，冷却面积170.4m2＜冷却排管总换热面积193m2，故此装置合格。 4.1.2中间吸收塔冷却器的计算

热负荷Q?39346433.24?331788?75.47?14306392.88?kJ/h? 进口酸温79℃，出口酸温51.2℃；进口水温20℃，出口水温40℃。 （1）冷却水用量G 由式（4.1）得：

G?14306392.88?170851.15kg/h 或（=170.85m3/h）

4.1868??40?20?（2）冷却排管的排列 进口酸量?331788?185.15m3/h 或（=0.05m3/s）

1.7919?1000拟采用?150；壁厚??12mm；管长L=2m的铸铁管。 假设：每排6层，每层7根管。

则：直管总长L直?2?6?7?84m，每排有180?弯头5个，每个相当直管长度为：

1?D?2?80?788mm 2每排管总长L总?84?5?0.788?87.94m

每排换热面积为：?DL总?3.14?0.162?87.94?44.7m2 假设干燥塔冷却器共5排，总换热面积：F?44.7?5?223.5m2 酸在排管内流速?（3）冷却面积F ①平均温差?t

酸侧 79→51.2℃，?tH?79?40?39℃ 水侧 40→20℃，?tK?51.2?20?31.2℃ 由式（4.2）得：平均温差?t?35℃ ②传热系数K（计算过程同干燥塔）

33

0.05?0.55?m/s? （合格，可以采用） 20.78?0.15?5武汉工程大学本科毕业设计

t酸?79?51.2?65.1℃ 2在此温度下的物性数据（查《硫酸物性手册》）： 密度：??1.7919?103kg/m3 粘度：??8.16?10?3kg/(m?s)

导热系数：??0.3242?10?3kJ/(m?s?k) 比热容：Cp?1.495kJ/(kg?k) 由式（4.7）和式（4.8）得：

1.7919?103??150?2?12??10?3?0.55Re??15218 ?38.16?108.16?10?3?1.495Pr??37.6 ?30.3242?10将以上计算结果带入式（4.5）得：

0.3242?10?30.8s·k) ?1?0.023??15218?37.60.4?0.56 kJ/(m2·?3?150?2?12??1046.52?170851.15??2????0.150.6?2?2?0.4s·k) ?10331.7kJ/(m2·

将?1、?2的计算结果带入式（4.4）得：

K?11111???0.561000200010331.7?0.56 kJ/(m2·s·k)

将K=0.56 kJ/(m2·s·k)带入式（4.2）得： 冷却面积 F?14306392.88?202.8m2

0.56?35?3600其中，冷却面积202.8m2＜冷却排管总换热面积223.5m2，故此装置合格。 4.1.3最终吸收塔冷却器的计算

.72?25456932.3?4633506.42kJ/h 热负荷Q?30090438进口酸温62.2℃，出口酸温51.2℃；进口水温30℃，出口水温36℃。 （1）冷却水用量G 由式（4.1）得：

34

武汉工程大学本科毕业设计

G?4633506.42?184449kg/h 或（=368.9m3/h）

4.1868??36?30?（2）冷却排管的排列 进口酸量?324975.2?180.5m3/h 或（=0.05m3/s）

1.8008?1000拟采用?150；壁厚??12mm；管长L=2m的铸铁管。 假设：每排4层，每层6根管。

则：直管总长L直?2?4?6?48m，每排有180?弯头3个，每个相当直管长度为：

1?D?2?80?788mm 2每排管总长L总?48?3?0.788?50.36m

每排换热面积为：?DL总?3.14?0.162?50.36?25.6m2 假设干燥塔冷却器共5排，总换热面积：F?25.6?5?128m2 酸在排管内流速?（3）冷却面积F ①平均温差?t

酸侧 62.2→51.2℃，?tH?62.2?36?26.2℃ 水侧 36→30℃，?tK?51.2?30?21.2℃ 由式（4.2）得：平均温差?t?23.6℃ ②传热系数K（计算过程同干燥塔）

t酸?62.2?51.2?56.7℃ 20.05?0.55m/s （合格，可以采用） 20.78?0.15?5在此温度下的物性数据（查《硫酸物性手册》）： 密度：??1.8008?103kg/m3 粘度：??9.438?10?3kg/(m?s) 导热系数：??0.3183?10?3kJ/(m?s?k) 比热容：Cp?1.489kJ/(kg?k) 由式（4.7）和式（4.8）得：

1.8008?103??150?2?12??10?3?0.55Re??13223 ?39.438?1035

武汉工程大学本科毕业设计

9.438?10?3?1.489Pr??44.2 ?30.3183?10将以上计算结果带入式（4.5）得：

0.3183?10?30.8s·k) ?1?0.023??13223?44.20.4?0.52 kJ/(m2·?3?150?2?12??1046.52?184449??2????0.150.6?2?2?0.4s·k) ?10652.8 kJ/(m2·

将?1、?2的计算结果带入式（4.4）得：

K?11111???0.521000200010652.8?0.52 kJ/(m2·s·k)

将K=0.52 kJ/(m2·s·k)带入式（4.2）得： 冷却面积 F?4633506.42?104.9m2

0.52?23.6?3600其中，冷却面积104.9m2＜冷却排管总换热面积128m2，故此装置合格。 4.2填料塔的工艺计算 4.2.1干燥塔的工艺计算

进塔气温：40℃，出塔气温45℃；进塔气体压力：-5.884kpa，出塔气体压力：-7.06kpa。

.54?0.992?23090.7m3/h；大气压101.3kpa。进塔气量：23559.54m3/h，出塔气量：23559

（1）塔径的计算 平均气体流量：

V?23559.54?23090.7?2?3600273?40?452?273101.3?7.95m3/s

?5.88?7.06?101.3?2现取空塔速度??0.8m/sw，则塔径D：

D?7.95?3.56m （取塔径3.6m）

0.785?0.82?3.6?2则实际空塔速度??0.78m/s 塔横截面积为：S?3.14????10.17m

?2?（2）填料面积F

36

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