硫化氢湿法制酸文档格式.docx

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转化反应为放热反应，并随温度的上升反应速度下降。

为此，必须在两催化床层之间设有冷却器。

在确保下游床进口的工艺气具有最佳操作温度的同时，将每段反应放出的大量反应热回收送入汽包中，副产6.0MPa，250℃的饱和蒸汽。

托普索公司开发的WSA工艺采用熔盐作热载体，能回收气体中热量副产中压或次高压蒸汽。

随后开发的第2代WSA工艺在冷凝设备上更有所创新，采用空气冷却的石英玻璃管降膜式冷凝器。

由于熔盐在交换器内固化会导致管道系统和阀门受到损坏，故第3代WSA工艺利用低压蒸汽取代熔盐作热载体。

在第一、二床层间，工艺气通过床层间的冷却器与中压或次高压蒸汽换热，温度从560～580℃降至400～450℃;

在第二、三床层间，工艺气被6.0MPa饱和蒸汽冷却，温度从460～480℃降至400～450℃;

工艺气离开第三段催化剂床层后进入气体冷却器，被6.0MPa饱和蒸汽进一步冷却，温度从400～420℃降至260～290℃（硫酸蒸气露点以上）。

工艺气冷却器出来的气体经与酸雾控制单元来的含硅晶核气流混合，使酸雾长大，工艺气自下而上在管内流动，被管外的空气冷却，在WSA冷凝器中冷凝成酸。

反应式如下:

SO3（g）+H2O（g）H2SO4（l）+151kJ/mol

冷凝器为立式管壳式降膜冷凝器，冷凝管由多组并联的玻璃管组成。

为了增加强度，提高热交换系数，采用石英玻璃管替代原硼酸盐玻璃管。

硫酸在冷凝器管壁上冷凝向下流动，该酸在260℃时，在硫酸冷凝器底部收集，得到w（H2SO4）约98%的硫酸。

离开冷凝器的尾气温度约为100℃，可直

接进入烟囱，尾气中的酸雾和二氧化硫浓度可达到国家环保排放标准限值的要求。

冷凝器中分离出的温度约为260℃的热成品硫酸与部分从硫酸冷却器来的低温循环酸（温度约40℃）混合后，温度降至60℃进入硫酸中间槽，再由酸泵送至硫酸冷却器冷却后循环利用，多余的硫酸作为产品送入成品硫酸中间罐。

三．计算。

1）需要加入的空气的量。

尾气含量为

组分

H2S

CO

CH4

C2H6

C3H6

C2H4

CO2

N2

H2

体积（NM3/h）

30.91

0.05

1.28

0.68

0.04

2.68

62.84

0.75

0.77

已知当地气温17°

c，气压为101.57kpa，根据

，可求的其摩尔流量，再根据化学反应方程式计算出需要的氧气量，进而由万能方程计算出需要的氧气。

由于空气中氧气的占的比例是21%，所以可得下表。

体积流量

摩尔流量

需要氧气

氧气体积

需要空气

实际（过量系数2.5）

NM3/h

mol/h

m3/h（17°

c）

H2S（98%转化为SO2）

30.2918

1352.287

2028.431

51.139

243.521

608.802

H2S（2%转化为SO3）

0.6182

27.598

55.195

1.392

6.626

16.566

2.232

1.116

0.028

0.134

0.335

57.142

220.532

5.560

26.476

66.189

30.357

106.248

2.679

12.755

31.889

1.786

8.036

0.203

0.965

2.412

119.641

358.922

9.049

43.090

107.725

2805.305

0.000

33.482

34.374

17.187

0.433

2.063

5.158

总和

100

---

2795.667

70.482

335.631

839.076

因此求得需要空气为839.076m3/h。

2）.焚烧炉的温度。

由上图计算:

∆H1+∆H2+∆H3=0,另外

对于a,b,c由下表可查

则对于∆H1求其值为见下表。

a

b

c

T1/.K

T2/K

△H1

H2S（0.98）

30.03

0.013067

3.11E-06

298

308

463494.543

H2S（0.02）

9459.072

28.69

0.000183

4.61E-06

651.076

18.15

0.0602

-4.90E-06

20537.160

6.53

0.171067

-5.50E-05

16184.110

6.77

0.2184

-7.80E-05

1174.683

6.3

0.140717

-5.30E-05

52726.747

22.61

0.056083

-2.50E-05

1046595.299

29.13

-0.0017

5.56E-06

9751.629

28.46

0.001167

4.44E-07

9918.505

H2O

240.174

31.8

0.004467

5.11E-06

80752.996

H2O（空气

484.207

299.58

25698.444

O2（空气）

6989.168

26.2

0.011317

-2.50E-06

324192.430

N2（空气）

26292.583

1209649.914

3270786.609

∆H1=3270786.609J/h。

对于∆H2查资料得出各反应的低热值，用EXECEL求出下表

低热值KJ/Nm3

V

△H2

23370.000

30.910

722366.700

12640.000

0.050

632.000

35880.000

1.280

45926.400

64350.000

0.680

43758.000

87610.000

0.040

3504.400

59440.000

2.680

159299.200

62.840

0.750

18790.000

0.770

14468.300

总计

100.000

989955.000

所以得出△H2=989955.000KJ//h

得∆H3=9.93E+08

最后由试差法得

n

T/K

T1/K

△H

3170.031

998.288

1.05E+08

O2

4193.501

1.10E+08

26326.06

6.38E+08

-7.8E-05

8.10E+07

SO2

1352.287

26.36

0.052867

5.71E+07

SO3

27.5977

20.58

0.117583

-5.70E-05

1.82E+06

9.93E+08

求得T==998.288K=725.288°

3）废热锅炉移走的热量

烟气经过废热锅炉后温度变为450℃，而

，

，所以其移走的热量为：

T

T1

723

4.56E+07

4.63E+07

2.80E+08

2588.633

3.63E+07

2.28E+07

7.24E+05

4.32E+08

所以Q=4.32E+08J/h。

4）转化器一段后气体温度

烟气在转化器内SO2变为SO3，并且它的转化率为85%，所以转化器呢的温度变化即为SO2反应产生的热量。

在转化器呢反应的SO2的摩尔流量为n1=1352.287*0.85=1149.444mol/h。

查表得SO2转化成的SO3的△H‘=-98.35KJ/mol。

则△H=98.35*1149.444*1000=113047852.3J/h.

所以转化器的问的可由根据根据

，试差得。

811.238

1.24E+07

3618.778

1.07E+07

7.22E+07

8.73E+06

202.8431

9.34E+05

1177.042

8.02E+06

1.13E+08

转化器的温度为T=811.238K=538.238.°

5）焚烧炉的直径

焚烧炉直径以最大流速时计算。

已知炉内气体流速为u=6m/s，当炉内气体体积流量最大时V=2776.526m3/h，即为反应之后的烟气流量。

按照公式

d2*u求得，

d=0.405.m。

即焚烧炉直径应为0.405.m

6）转化器的内径

转化器内气速为0.34Nm/h，根据公式

可以将标准状态下流速转化为流体流速，其中

=101.570+12-1-1=111.570KPa，

=

2u1，T1取均值为

*（723+811.24）=767.119K；

V的值取进入与出口的流量均值，等于2509.146m3/h，

V2=

2u2,T2=293K。

计算得u=0.8.67m/s，得出转化器内径d=0.942m。

7）转化器一层进出口直径

转化器第一层进入时，烟气组成为：

n（mol/h）

3170.030625

37658.11

尾气组成与废热炉出口处温度气体相同450°

c。

由公式

将其转换为体积单位m3/h。

其中压力P的值为101.325+12-1-1=111.325KPa，T=723K。

所以V=2776.526m3/h=0.771257m3/s进转化器一层的气体流速为19m/s，由公式带入得：

=0.23m；

即计算得出转化器一层进口直径0.23m。

同理可得，转化器第一层出去时，尾气的组成如下，由公式

其中压力设为不变，温度值为810K。

1

352.287

计算得出气体流量为V=2241.766m3/h=0.62m/s,进转化器一层的气体流速为19.5m/s，由公式带入得：

=0.20m

计算得出转化器一层进口出直径为0.20m。

8）冷凝用玻璃管数量

冷凝器工况气量为Q=2225.6m3/h=0.618m3/s,气速u=5m/s，冷凝管的直径为

=41-2*2=37mm=0.037m，

2*u=Q，计算得到冷凝用玻璃管数量为n=114.99=115根。

9）求每年纯硫酸及含水硫酸的产量

尾气排放必须满足国家SO2排放标准，查得国家标准，尾气中SO2不应大于100mg/m3=1.5625×

10-3mol/m3。

操作压力p=102.6KPa，温度为300℃=573K。

以未进转化器之前尾气组分为标准，总摩尔流量为N=37658.11mol/h，反应后摩尔流量为N，通过对比可知SO2反应生成SO3消耗O2量，转化率为X，即反应体系中减少的摩尔气量为NSO2*X*0.5，反应后摩尔流量为N1=N-1352.287*X*0.5；

将N转化成体积流量，得：

V=N*RT/P=N*（8.314*573.15/102600）=0.0464N；

同时尾气中SO2剩余量为：

N2=1352.287*（1-X），则根据上述条件，列出等式得：

（N-1352.287*X*0.5）*0.0464*1.5625×

10-3=1352.287*（1-X），解得：

转化率X=0.9802。

通过SO2+

O2→SO3，98.02%的SO2转化成SO3，SO3与水反应生成H2SO4，则冷凝器中SO2，SO3和H2O，进出冷凝器的组分如下表所示：

H2SO4

进冷凝器流量（mol/h）

4193.5005

出冷凝器流量（mol/h）

3618.778323

26.77529

1353.11

37083.39

已知一年的工作时间为8000h，通过计算知硫酸的年产量为：

W=1353.11*8000=10824879.1mol=1060.84t/年；

已知冷凝器产酸浓度为97%，含水硫酸的产量为：

W=1060.84+

=1093.65t/年。