硫酸车间工艺设计论文42350.docx
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硫酸车间工艺设计论文42350
目录
1.设计任务说明书1
1.1项目1
1.2设计内容1
1.3设计规模1
1.4设计依据1
1.5产品介绍1
1.6生产方式3
2.工艺路线的选择及设计3
2.1工艺路线选择3
2.2工艺流程介绍5
3.换热器物料衡算6
3.1转化工段流程图及简述6
3.2换热器物料衡算8
4.换热器热量衡算10
4.1炉气带入热量Q110
4.2水的冷凝热Q211
4.3入塔酸带入热Q311
4.493％酸稀释热Q411
4.5炉气带出热Q511
4.6出塔酸带出热Q6和酸的温度12
5.典型设备设计12
5.1填料干燥塔干燥流程与原理12
5.2干燥塔设备的计算13
6.主要设备一览表16
7.车间人员定置16
8.经济技术指标17
9.厂房布置及水电要求18
10.安全﹑环保19
致谢23
附图24
年产8万吨硫酸车间工艺设计
1.设计任务说明书：
1.1项目：
年产8万吨硫酸转化工段工艺及换热器的设计。
1.2设计内容：
转化工段工艺设计；
换热器的设计。
1.3设计规模：
1.3.1年产8万吨硫酸；
1.3.2年生产日300天；
1.3.3日生产能力266.67吨，日产24小时，每小时生产11.11吨。
1.4设计依据：
本设计是依据大冶有色金属公司的生产技术资料，并结合设计任务书的内容和生产管理规范的相关文件而进行设计的。
1.5产品介绍：
1.5.1基本介绍：
产品化学名称：
硫酸
英文名：
Sulfuricacid
化学结构式：
分子式：
H2SO4
分子量：
98.07
由三氧化硫和水化合而成。
依据三氧化硫与水的摩尔比的不同，可分为普通硫酸、发烟硫酸和无水硫酸三大类。
1.5.2理化性质：
表1.硫酸的物理性质
物理性质
性质参数
20℃密度，g/cm3
1.8305
熔解热（100%），KJ/mol
10.726
汽化潜热（326.1℃），KJ/mol
50.124
熔点℃
10.37±0.05
沸点℃
100%275±5
98.4%326±5
硫酸的化学性质包括：
1．强酸，作为二元酸，它有中性盐（硫酸盐）和酸（硫酸氢盐）。
2．氧化性，根据还原剂的不同，硫酸可以被还原到二氧化硫、硫和硫化氢。
3．强脱水性，对于有机物和人的皮肤有强烈的破坏作用。
4．可与硝酸可混合组成硝化剂，应用与有机化合物的硝化过程。
5．可作为有机反应磺化剂。
6.对硫和硫化物的作用：
常温下，S与浓硫酸不反应，加热至200℃，发生氧化还原反应并产生SO2逸出；将H2S通入浓硫酸中，生成H2SO3、S和H2O。
稀硫酸与H2S不发生这种反应。
与磷作用
常温下，磷与硫酸不反应，经加热便反应，生成SO2和H3PO4：
3H2SO4+2P→2H3PO4+3SO2
将H2SO4与P置于密闭容器中，使之沸腾，则发生气相硫蒸气燃烧并产生单体硫：
2H2SO4+PCL3
ClHSO3+SO2+HPO3+2HCl
与碳作用
C+2H2SO4→2H2O+CO2+SO2
H2SO4（＞91%）+CO→CO2+SO2+H2O
1.5.3用途：
硫酸是重要的基本化工原料，主要用于制造磷肥和氮肥。
杀虫剂、除草剂等的制造也需使用大量的硫酸，炼焦时炉气中的氨需用硫酸吸收。
此外，在钢材加工、化学纤维、染料工业、石油炼制、制革，制药、油漆、炸药及高能燃料制造等方面都需要用硫酸，故被称为“化学工业之母”。
1.5.4原料：
铜金矿冶炼制得的烟气。
1.5.5原料标准：
表2.硫酸产品原料标准
烟气成分
SO2
SO3
O2
CO2
N2
H2O
含量（%）
7.4
0.2
15
4.8
65.5
11.2
1.5.6产品质量规格：
表3.硫酸产品质量标准
各组分百分含量（%）
优等品
一等品
合格品
灰分
≤0.02
≤0.03
≤0.10
Fe
≤0.005
≤0.010
―
As
≤0.0001
≤0.005
―
Hg
≤0.001
≤0.01
―
Pb
≤0.005
≤0.02
―
透明度/mm
≥80
≥50
―
色度/mL
≤2.0
≤2.0
―
1.6生产方式：
设计工艺选用净化塔（增湿塔和填料塔）、干燥塔、转化器和吸收塔等设备，进行连续生产。
生产安排为三班制，每班八小时。
2.工艺路线的选择及设计：
2.1工艺路线选择：
2.1.1主要的工艺路线有以下3种：
A．硫铁矿制硫酸：
FeSSO2SO3H2SO4
首先对硫铁矿进行预处理，对于块状硫铁矿则要粉碎加工成粉矿，对于硫精砂则要进行干燥。
若矿的品种较多，入炉前还要按杂质含量要求进行掺配。
原料预处理之后的制酸流程如上图。
其主要工序为：
硫铁矿焙烧、炉气净化、二氧化硫转化及三氧化硫吸收。
二氧化硫的炉气制取是采用沸腾焙烧，应用余热锅炉回收高温位热能。
炉气烟尘率高，设置旋风除尘器、电除尘器，经除尘后的炉气进入湿法净化工序，通过第一、第二洗涤设备除去炉气中大部分杂质，再经两级电除雾对炉气进一步精制。
炉气中的水分在干燥塔内采用浓硫酸进行脱水干燥，并专设过滤设备捕集炉气夹带的雾沫。
此后，由主风机将炉气抽送到转化工序。
入转化的二氧化硫经换热器加热到反应温度，进入各段触媒，最后一段出口三氧化硫经冷却进入发烟硫酸及98%酸吸收塔，出塔气体经除沫后转入尾气处理工序。
此外，还有多种硫铁矿制酸流程，如不同冷却方式的稀酸洗流程、水洗流程以及一次转化流程等。
图1.以硫铁矿为原料的接触法制酸生产流程图
1.加矿皮带2.沸腾炉3.余热锅炉4.旋风除尘器5.电除尘器6.第一洗涤器7.第二洗涤器8.间冷器9.电除雾器10.稀酸泵11.第二循环槽12.稀酸泵13.第一循环槽14.沉淀槽15.热水泵16.汽泡17.除氧器18.给水泵19.锅炉水槽20.空气风机21.干燥塔22.酸冷却器23.一吸塔24.二吸塔25.主风机26.换热器（Ⅳ）27.换热器（Ⅰ）28.转化器29.换热器（Ⅱ）30.换热器（Ⅲ）31.加热炉32.予热器33.二吸循环槽34.一吸循环槽35.干燥塔循环槽
B．硫磺制硫酸：
SSO2SO3H2SO4
硫磺来源于天然硫磺、从石油和天然气副产物回收硫磺，天然硫磺和回收硫磺纯度很高，可达99.8%以上，有害杂质的含量很少，作为生产硫酸的原料，不需要复杂的炉气净化工序，还可以省掉排渣设备，工艺流程短，生产中热量可合理利用，对环境的污染少，但天然硫磺受到地域的限制，而且高纯度的硫磺在地壳中的含量少。
C．冶炼烟气制硫酸：
含硫的矿石SO2烟气SO3H2SO4
可以从矿石中回收重要的金属资源，而且将炉气中的有害气体SO2进行回收利用，减少环境污染。
结合该公司的具体情况——黄石大冶地区蕴涵丰富的铜金矿资源，最终选择路线C作为生产硫酸的最佳方案。
2.2工艺流程介绍：
图2.工艺流程框图
图2为工艺流程框图，它以冶炼烟气为原料的接触法生产硫酸的过程，主要工序包扩烟气的净化，气体的干燥，二氧化硫的转化，三氧化硫的吸收。
经过除尘后的烟气，依次通过冷却塔，洗涤塔，第一级电除雾器和第二级电除雾器进行净化，在冷却塔和洗涤塔中，烟气中所含的微量三氧化硫从硫酸蒸汽形态变成酸雾，砷，硒和其他金属的氧化物则成为固体粒子，从气相中分离出来；它们一部分由烟气中残存在的微量矿尘一起被洗涤除去，另一部分随气体进入电除雾器，在高压静电作用下被清除干净。
经过净化的气体，在干燥塔中被循环淋洒的浓硫酸干燥，干燥酸的浓度一般维持在93%左右，由于在气体被浓硫酸干燥的过程中防出大量热量，所以在干燥塔硫酸循环系统中设有酸冷却塔，用冷却水把热量带走。
经过干燥的气体进入二氧化硫鼓风机，提升压力后，送往转化工序。
从二氧化硫鼓风机出来的气体，首先经过换热器，依次被转换器第三段和第一段出来的三氧化硫气体加热，于大约420℃的温度下，进入转化器的第一段，气体中的部分二氧化硫气体，在五氧化二钒的催化作用下，与空气中的氧气进行反应，生成三氧化硫并防出热量，使反应后的气体温度升高，为了使未反应的那部分二氧化硫进一步转化，转化器的第一段出来的气体在换热器内进行冷却，然后进入第二段转换，继续进行二氧化硫的转换反应，从第二段出来的气体，在换热器中被冷却，然后进入第三段转换，从第三段出来的气体中，绝大部分二氧化硫已经转化为三氧化硫，为了达到更高的最终转换率，第三段出来的气体在换热器中被冷却并在中间吸收塔内用浓硫酸将气体中的三氧化硫吸收除去。
从中间吸收塔出来的气体已基本不含三氧化硫，只含少量的未转化完全的二氧化硫，为使气体达到催化氧化所需要的温度，气体通过换热器，依次被从转化器的第四段出来的气体和转化器第二段出来的气体加热，然后进入转化器的第四段，进行二氧化硫的最终转化。
经过第四段转化二氧化硫总转化率可达到99.7%以上。
从转化器的第四段出来的气体在换热器中冷却，然后进入最终吸收塔，将气体中的三氧化硫全部吸收除去。
3.换热器物料衡算：
3.1转化工段流程图及简述：
3.1吸收工段流程图及简述
图3.吸收工段流程图
炉气干燥是净化工序的组成部分，目的是去掉炉气中的水分。
吸收是硫酸生产中的最后一道工序，目的是把转化气中的SO3吸收下来制成产品硫酸。
此两过程本是硫酸生产中不相连贯的程序，但由于在着两个操作过程中都使用浓硫酸作为吸收剂，都是吸收过程，彼此间又必须进行串酸调节其浓度，采用的设备也几乎完全一样，故在设计和生产上都把它们划归为同一个工段来进行管理，统称干吸工段或干吸岗位。
干吸岗位的工艺流程和设备装置，随转化工艺和产品酸的品种的不同而异。
对于“一转一吸”工艺，干吸工段一般只配置两台填料塔（即干燥塔和吸收塔）及各自的酸循环系统。
“两转两吸”工艺的干吸工段至少要配置三台塔（即干燥塔、中间吸收塔和最终吸收塔），酸的循环系统有两个或三个，可以采用两个循环系统，即干燥循环系统和吸收循环系统（中间吸收塔和最终吸收塔合用一套酸循环系统）。
也有用98%H2SO4干燥的，则三塔只用一个循环酸槽。
若需生产发烟硫酸，在以上两种配置中都需加装发烟硫酸吸收塔和发烟硫酸的循环系统。
酸循环系统，由循环槽，冷却器和泵等三个主要设备所组成。
由于冷却器有的放在泵的进口，有的放在泵的出口，故在酸循环系统上，有“泵前流程”和“泵后流程”之分。
由于干吸岗位的传质、传热过程，是气液直接传递的，气体中必然带有液体，液体中也必然含有一定的气体，故本岗位还没有除沫和脱吸装置（脱吸又称吹出）。
一.一次吸收的干吸岗位工艺流程
从转化系统导入的转化气一部分进入发烟硫酸吸收塔，另一部分进入98%硫酸吸收塔。
经发烟硫酸吸收塔吸收后的气体，再与直接进入98%硫酸吸收塔的转化气混合，一齐进入98%硫酸吸收塔，两部分气量的分配比例通过蝶阀来调节，一般控制进发烟硫酸吸收塔的气量不少于三分之一，经98%硫酸吸收塔吸收后的气体称为尾气，尾气导入尾气吸收塔或直接放空。
105%发烟硫酸从发烟硫酸吸收塔上部进入塔内分酸装置，在塔内吸收三氧化硫后，酸浓度升高，酸温上升，从塔底部排出的酸进入混酸罐，与从98%硫酸吸收塔串过来的98%硫酸混合，把循环酸浓度控制在104.6%～105.0%之间，从混酸罐导出的循环酸由泵送往酸冷却器进行冷却后，大部分循环使用，把循环中的增量作为产品或者串入98%硫酸混酸罐。
浓度为98%的循环酸进入98%硫酸吸收塔上部分酸设备，吸收三氧化硫后，浓度升高，酸温上升，从塔底部导入混酸罐，与从干燥塔串来的93%硫酸和从发烟硫酸吸收塔中来的105%硫酸及加入的适量水混合，配成浓度为98.1%～98.5%的硫酸，经酸冷却器冷却后，大部分用泵打入98%硫酸吸收塔循环使用，一部分串入105%硫酸混酸罐和93%硫酸混酸罐，根据对产品的要求，也可引出一小部分作为成品酸输出。
二.两次吸收的干吸岗位工艺流程
随着SO2气体的两次转化工艺的应用，SO3气体的吸收也随之改成了两次吸收工艺。
80年代是我国普及发展最快的一个时期，目前新建的年产40kt以上系统几乎都采用“两转两吸”技术。
三.循环酸流程
循环酸流程在生产应用中较普遍的是由塔、槽、泵、冷却器这四个设备组成的有三种不同流程。
流程1，由于冷却器在泵后，酸流速较大，传热系数大些，可节省些冷却面积。
但冷却排管受压较大，酸流动速度快，腐蚀也比另两种流程严重些，酸泵在这种流程中输送的是冷却前的热酸，腐蚀也较严重。
在手、受泵的压力下的冷却排管漏酸时危害更大，但此流程可以降低干吸塔基础的高度，节约基建费用。
流程2，冷却器中的酸是靠塔内酸面与循环槽液面的位差流动，由于位差不可能很大，所以酸液在冷却排管中的流速较慢。
采取这种流程时要注意不可时区冷却排管串连过长。
这种流程，由于速度慢，需要冷却面积较多，冷却排管腐蚀较轻，也比较安全。
流程3的冷却器内酸的流动靠酸槽液面与冷却器间位差的推动和泵的抽力，酸在冷却排管中的流速可介于前两种流程之间。
在配置上应注意使循环槽内酸位高于冷却排管最上一根的位置，使泵在开动前能自动充满酸。
就对冷排酸管的腐蚀而言，这种流程比第二种流程稍大些，而最大的缺点是不能用立式泵，只能用卧式泵。
前两种都能用，为了避免高温酸加速对泵的腐蚀，国内用立式泵的厂多采用流程2。
3.2换热器物料衡算：
（1）全塔的物料衡算式：
L/G＝（Y1-Y2）/（X1-X2）
式中：
L——通过吸收塔的吸收剂流量，Kmol/s；
G——通过吸收塔的惰性气体流量，Kmol/s；
Y1，Y2——分别为塔底及塔顶气相中溶质的摩尔比，Kmol（溶质）/Kmol（惰性气体）；
X1，X2——分别为塔底及塔顶液相中溶质的摩尔比，Kmol（溶质）/Kmol（溶剂）；
（2）最小液-气比（L/G）min的计算
（L/G）min＝（Y1-Y2）/（X1＊-X2）；其中X1＊是与进塔的气体组成平衡的液相组成；
实际采用的液-气比必须大于最小液-气比，当液-气比较小时，吸收剂的用量少，操作费用高，但吸收塔较低，设备费用少，因此，操作费与设备费之和有一最低点，通常把总费用最低时的液-气比作为适宜液气比，根据生产实际经验，适宜液-气比取最小液-气比的1.1～2.0倍，即：
L/G＝（1.1～2.0）（L/G）min
（3）已知数据
一吸塔入塔气体流量为1568.8m3/h;
一吸塔入塔气体烟温为185℃；
—吸塔入塔烟压为13300Pa;
一吸塔入塔气体中含SO3（其余的视为惰性气体）7.4×99﹪＝7.33﹪（体积分数）；SO3的吸收率为95﹪；吸收剂的用量为最小用量的1.3倍，即：
L/G＝1.3（L/G）min；吸收剂入塔的组成X2为零；
计算吸收剂的用量（Kmol/h）及离塔的溶液组成X1；
A.将气体入塔组成7.33﹪（体积分数）换算成为摩尔比：
Y1＝y1/（1-y1）（y1:
气体的体积分数）；
＝0.073/（1-0.073）
＝0.079Kmol（SO3）/Kmol（惰性气体）；
B.根据吸收率＝0.95计算出塔气体的组成Y2；
Y2＝Y1（1-）＝0.079×（1-0.95）
＝0.004Kmol（SO3）/Kmol（惰性气体）；
C.通过查表得在185℃时SO3水溶液的亨利系数E＝0·0015Mpa；
而相平衡常数ｍ＝E/ｐ总；所以ｍ＝0.0015/0.0133＝0.11
而气液平衡关系式为：
Y＊＝ｍX或Y＝ｍX＊；
则Y＊＝0.11X或Y＝0.11X＊；
所以Y1＝0.11X1＊；
X1＊＝Y1/0.11＝0.079/0.11＝0.72Kmol（SO3）/Kmol（H2O）；
又因为最小液气比（L/G）min＝（Y1-Y2）／（X1＊-X2）
＝（0.079-0.004）/（0.72-0）
＝0.1
而本设计中取L/G＝1.3（L/G）min；
则L/G＝1.3×0.1＝0.13
D.将非标态下的惰性气体的体积流量换算成标态下的惰性气体的摩尔流量：
G惰＝[P·ｑｖ·（1-y1）]/（R·T）
＝[13300×1568.8×（1-0.073）]/[8.314×（273+185）]
＝5079.5Kmol/h
所以L＝1.3（L/G）min×G惰
＝0.13×5079.5
＝660.34Kmol/h
所以吸收剂的用量为660.34kmol/h;
又因为L/G=X1-X2
则X1=（Y1-Y2）/（L/G）＋X2
=（0.079-0.004）/0.13+0
=0.58Kmol﹙SO3﹚/Kmol﹙H2O﹚
所以离塔溶液的组成为0.58Kmol﹙SO3﹚/Kmol﹙H2O﹚
4.换热器热量衡算：
4.1炉气带入热量Q1
t=40℃
SO2带入热量：
q1=51.56×40×41.57=85744kJ/h
O2带入热量：
q2=46.4×40×29.37=54519kJ/h
N2带入热量：
q3=472.88×40×28.45=538204kJ/h
H2O带入热量：
q4=42.48×40×32.716=55590kJ/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/（mol.k）
Q1=q1+q2+q3+q4=73405kJ/h
4.2水的冷凝热Q2
水在40℃时冷凝热为2406kJ/kg；Q2=764.02×2406=1838232kJ/h
4.3入塔酸带入热Q3
50℃93%H2SO4的热焓I1=78.7kJ/kg；Q3=131.16×1.7993×1000×78.7=18572900kJ/h
4.493％酸稀释热Q4
Q4=17860n/（n+1.7983）×4.18；
式中：
Q4—稀释热，J/molH2SO4;
n—对于1molH2SO4所用的mol数.
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：
Q2－Q1=[17860n2/（n2+1.7983）-17860n1/（n1+1.7983）]×4.1868
式中：
Q2－Q1—每molH2SO4放出的热量，J；
n2、n1—浓度分别为C2、C1时每molH2SO4所含的水的mol数。
93.00％H2SO4——92.70％H2SO4
n1=7÷18÷93÷98=0.41
Q1=0.41×17860÷（0.41+1.7983）×4.1868=13900
n2=7.3÷18÷92.7÷98=0.429
Q2=0.429×17860÷（0.429+1.7983）×4.1868=14394
Q2-Q1=14394-13900=493.8kJ/kmol
131.16m3/h×1799.3kg/m3=235996.18kg/h
Q4=235996.2×0.93÷98×493.8=1105893kJ/h
4.5炉气带出热Q5
SO2带出热量q1=51.5×45×41.64=96613kJ/h
O2带出热量q2=46.4×45×29.295=61377kJ/h
N2带出热量q3=472.88×45×28.5=606681kJ/h
H2O带出热量q4=0.071×45×32.74=104.62kJ/h
式中41.64,29.395,28.51,32.74分别为0~45℃时SO2、O2、N2及H2O的摩尔热容，kJ/（mol.k）。
Q5=q1+q2+q3+q4=861389kJ/h
4.6出塔酸带出热Q6和酸的温度
Q6=Q1+Q2+Q3+Q4-Q5
=734057+1838232+18572900+1105893-861389=21389693kJ/h
则：
出塔酸的热焓I2=21389693÷（235996.2+764）=90.34kJ/kg
查表得：
92.7％H2SO4I2=90.34kJ/kgt=57.2℃
5.典型设备设计：
5.1干燥塔干燥流程与原理
图4.填料塔结构示意图
1.气体进口2.塔壁3.分酸爪4.分酸槽5、6人孔7.气体出口8.分酸管9.酸出口
10.φ152×152隔板瓷环一层11.φ75×75×5阶梯环12.60×30×4矩鞍瓷环
13..25×20×3矩鞍环
二氧化硫气体的干燥：
在转化操作温度下，二氧化硫气体中的水蒸气对钒催化剂是没有危害的，但水蒸气与转化后的三氧化硫一起，在吸收过程中会形成酸雾且很难被吸收，可导致尾气烟囱冒烟，同时，酸雾与水分综合作用，可造成干吸转化工序中管道设备腐蚀，甚至造成催化剂结块，活性降低，阻力加大等。
因此，进行转化工序前，气体必须进行干燥。
浓硫酸具有强烈的吸水性能，常用作气体的干燥剂，用高浓度的硫酸来喷淋干燥塔，可使原料气干燥后的水分含量小于0.1g/Nm。
填料干燥塔（见附录1）。
干燥原理：
气体干燥过程中,物质由气相进入液相,填料塔内的气体的干燥原理,可以用双膜理论来解释,在气液两相接触时,存在着界面,界面两边又分别存在着一层稳定的气膜和液膜,一切质量和热量的传递必须克服气膜和液膜的阻力后才可以进行,这就是双膜理论。
气体干燥过程中,气体中的水蒸气通过气相主体以对流的形式扩散到气膜,然后以分子扩散的形式通过液膜,再以对流扩散的形式传递到液相主体,从而使气体得以干燥。
影响干燥效率的因素:
主要因素有硫酸浓度、温度、循环酸量、设备结构和气速等。
5.2换热器设备的计算
进塔气温40℃
出塔气温45℃
进塔气体压力采用点除雾-5.884kPa（采用文氏管-10.3kPa）
出塔气体压力-7.06kPa
进塔气量133763.9m3耗/h
出塔气量12834.6m3耗/h
大气压100.79kPa756kPa
5.2.1塔径的计算
平均气体流量：
=4.66m3/s
近20年来由于填料改进、喷淋调整及鼓风机压头的增高，空塔气速提高较多，现在使用范围在0.6～1.8m/s之间。
现取空塔速度0.6m/s，则塔径D：
D=4.66/（0.785×0.6）≈3.15m
设计采用Φ3.1～3.2m
若取空塔速度为1.0m/s，则塔径为Φ2.4m。
5.2.2填料面积
F=G/K·△P（m2）
式中G—需吸收的水量，kg/h;
K—干燥速度系数，kg/（m2·h·kPa）
△P—干燥推动力，kPa。
干燥水量：
G=756.3-1.28=764.02kg/h
干燥速度（或吸收速度）系数：
K=A·W0.8
式中：
A—常数，视硫酸浓度m/s及填料特征而定；
W—气体空塔速度，m/s。
据南京化学工业公司氮肥厂1953年测定：
使用Φ50×50×5拉西环乱堆时，K拉=0.211·W0.8kg/（m2·h·kPa）
上海硫酸厂测得：
K拉=0.326W0.8，kg/（m2·h·kPa）
林甸磷肥厂1978年测定矩形填料的K值：
K拉=2.58·W0.8kg/（m2·h·kPa）
将气速0.6m/s代入：
K拉=0.211×0.60.8=0.14W0.8kg/
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