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年产24万吨硫酸转化系统工艺设计


目录 摘要: 摘要: ............................................................................................................................................. 1 ABSTRACT: ..........................

............................................................................................................. 1 第一章 文献综述 ......................................................................................................................... 2 第二章 工艺说明书 ....................................................................................................................... 4 2.1 概述 ................................................................................................................................... 4 2.1.1 产品规模和规格 .................................................................................................... 4 2.1.2 工艺方案叙述 ........................................................................................................ 4 2.2 装置设计说明 .................................................................................................................. 4 2.1.1 工艺原理 ............................................................................................................... 4 2.2.2 工艺流程说明 ....................................................................................................... 5 2.2.3 主要设备选型说明 ............................................................................................... 5 2.2.4 化工原材料规格及用量 ....................................................................................... 5 第三章 转化工序物料衡算与热量衡算....................................................................................... 6 3.1 转化工序流程示意图及简要说明 ................................................................................... 6 3.2 确定各段进口温度及转化率 .......................................................................................... 6 3.2.1 温度与平衡转化率的关系 .................................................................................... 6 3.2.2 最适宜温度与转化率的关系 ................................................................................ 7 3.2.3 确定操作线 ............................................................................................................ 7 3.2.4 各段进口温度及转化率 ........................................................................................ 8 3.3 转化工序物料衡算 .......................................................................................................... 9 3.3.1 进转化器一段气体量及成分 .............................................................................. 10 3.3.2 出一段气体量及成分 .......................................................................................... 10 3.3.3 出二段气体量及成分 ......................................................................................... 10 3.3.4 出三段气体量及成分 .......................................................................................... 10 3.3.5 出四段气体量及成分 .......................................................................................... 10 3.4 转化器各段的热量衡算 ................................................................................................ 12 3.4.1 转化一段反应热量和出口温度 .......................................................................... 12 3.4.2 转化二段反应热量和出口温度 .......................................................................... 14 3.4.3 转化三段反应热量和出口温度 .......................................................................... 16
1

3.4.4 转化四段反应热量和出口温度 .......................................................................... 18 第四章 安全备忘录 ..................................................................................................................... 21 4.1 概述 ................................................................................................................................. 21 4.2 二氧化硫和硫酸的危害 ................................................................................................. 21 4.3 二氧化硫和硫酸运输、使用等应注意的事项以及如何防护 ..................................... 22 第五章 环境保护与治理建议..................................................................................................... 23 环境保护与治理建议 5.1 三废主要来源 ................................................................................................................ 23 5.1.1 废气 ..................................................................................................................... 23 5.1.2 废水 ..................................................................................................................... 23 5.1.3 矿渣 ..................................................................................................................... 23 5.2 三废处理方案 ................................................................................................................ 23 5.2.1 废气 ..................................................................................................................... 23 5.2.2 废水 ..................................................................................................................... 23 5.2.3 废渣 ..................................................................................................................... 24 ................................................................ ................................. 设计小结 ................................................................. 25 ................................................................ ................................. 参考文献 ................................................................. 26 ................................................................ ................................... 致 谢 ................................................................... 27

2

摘要: :
本设计是进行 24 万吨 H2SO4/年转化系统工艺设计,画出工艺流程图,再画出 X-T 平衡曲线和最适温度曲线,根据进口原料气的组成,平衡曲线和最适温度曲线以及催化 剂的起燃温度、使用温度大致估计四段转化过程的操作线,根据操作线来进行物料衡算 和热量衡算,如果设定值和实际计算值相差太大,需要用试差的方法重新设定操作曲线 来计算,直到设计值和计算值差不多。完成工艺说明书,安全备忘录,即完成课程设计 说明书。 关键词:催化剂,物料衡算,热量衡算 关键词

Abstract:
The 24,000 tons of H2SO4 per year conversion system is designed in this paper. The transformation process flow diagram is drawn firstly, and then draw the equilibrium temperature curve and optimum temperature curve. According to the composition of materials gas and the properties of catalyst, we can set the import and export temperature, and the calculation of mass balance and heat balance will be done after drawing the operating line of four periods. The value of the actual exit temperature and set temperature should be closer to each other, otherwise we need return to set the temperature and calculate again. At last, complete the process manual and memorandum, and give some recommendations to environment protection. Key word: catalyst, mass balance, heat balance

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第一章

文献综述

硫酸是一种重要的基本化工原料,广泛应用于各个工业部门。硫酸的产量常被用作 衡量一个国家工业发展水平的标志。硫酸主要用于生产化学肥料、合成纤维、涂料、洗 涤剂、致冷剂、饲料添加剂和石油的精炼、有色金属的冶炼,以及钢铁、医药和化学工 业。 我国的硫酸工业起始于 19 世纪 70 年代,在旧中国产量很少。新中国建立后,硫酸 工业获得了高速发展。传统的工艺流程是硫铁矿制酸法。这种工艺落后,不但厂区内粉 尘飞扬,矿渣如山,而且排放出大量废水、废气,严重污染周围环境,每年仅向农户支 付的赔偿金和上缴的排污费占据了不少生产成本。为了减少污染,降低生产成本改用硫 磺制硫酸。发达国家早就开始普遍推广了,由于近期进口硫磺比国内便宜,利润空间很 大,大多数国内硫酸生产厂家转向用硫磺法生产硫酸[1]。 早在 8 世纪就有硝石与绿矾在一起蒸馏得到硫酸的方法。 Paracelsus 记述了用绿矾 (FeSO4·7H2O)为原料,放在蒸馏釜中锻烧而制得硫酸的方法。在锻烧过程中,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。 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。 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。 在铅室法的基础上发展起来的塔 式法,开始于本世纪初期。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。 以硫铁矿为原料的接触法硫酸生产过程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。 20 年代后, 到 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。 新中国成立后,即大力发展先进的接触法硫酸生产,逐步代替铅室法和塔式法。接触法
2

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。在外部换热式转化流程中,反应过程与换热过程是分开的。气体在床层 中进行绝热反应,温度升高到一定程度后,离开催化床进行降温,然后再进入下一段床 层进行绝热反应。酶进行这样一次绝热反应称为一段。为了达到较高的最终转化率,必 须采取多段催化转化。 一次转化、一次吸收流程:所谓一次转化、一次吸收是指 SO2 经过多段转化后只经 过一个或串联两个吸收塔,吸收其中 SO3 后就排放。这种流程比较简单,但转化率相对 较低,一般不超过 97%。在 60 年代以前,我国硫酸厂大多数采用这种流程。 两次转化、两次吸收流程:60 年代以来,转化工艺流程最大的变化就是采用了两次 转化、两次吸收新流程,简称为两转两吸。这项新技术开始时,着眼于充分利用硫的资 源和减少 SO2 排放量,保护环境。这种方法的特点是:1.最终转化率高;2.能够处理较 高浓度的 SO2 气体;3.减少尾气中 SO2 排放量;4.所需换热面积较大;5.系统阻力比一转 一吸增加 4-5kPa。

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第二章 工艺说明书
2.1 概述
2.1.1 产品规模和规格 2.1.1.1 年操作日 2.1.1.2 生产方式 2.1.1.3 生产能力 2.1.1.4 产品规格 300 天/年 连续生产 二氧化硫 二氧化硫 转化率≥98% 转化率≥98%

2.1.2 工艺方案叙述 国内生产硫酸的方法主要是用硝化法和接触法,考虑到硝化法所需设备庞大,用铅 很多,检修麻烦,腐蚀设备,反应缓慢,本设计采用的是接触法,该方法制得的成品酸 浓度高,纯度较高。理论上催化氧化操作过程的段数越多,最终转化率越高,而且过程 更接近于最佳温度曲线,催化剂的利用率越高。本设计的生产过程采用一转一吸的工艺 流程,即将二氧化硫经过多段转化后只经过一个或串联两个吸收塔,吸收其中 SO3 后就 排放。转化流程为 4 段间接换热式。

2.2 装置设计说明
2.1.1 工艺原理 二氧化硫转化通常是在不高于 0.5MPa 压力下进行,而且 SO2、SO3 浓度又较低, 体系可视为理想气体。 二氧化硫氧化反应是一个可逆放热反应:
1 ?? SO2 + O2 ←?→ SO3 + Q p ? cat 2

Kp = p
?

p ? SO3
SO3

p

? O2

1 2

4

Q p = (23897 + 0.72T ? 0.186 ×10?2 T 2 ? 1.18 × 105 / T ) × 4.1868 J / mol
2.2.2 工艺流程说明 现运用接触法一转一吸酸洗封闭流程生产硫酸,其生产工艺大致有六大工序,即: 原料预处理、SO2 炉气制取、SO2 气体净化、二氧化硫转化、三氧化硫吸收、“三废”处理。 这里主要介绍一下转化系统。转化系统为一转一吸四段反应装置,因为二氧化硫转化的 过程是一个放热过程,它的转化率随着温度的升高而降低,因此采用多段反应器,通过 一段反应器后物料的温度升高,经冷却后通入下一段反应器继续反应,使整个反应的操 作曲线在最适温度曲线附近,既保证了反应的速度,又可以达到较高的转化率。此流程 使用原料气作为冷却剂,可以省去外加的冷却剂,又可以利用反应产生的热量来预热原 料气,节约能源,一举两得。转化系统包括一个四段反应器和四个换热器。前面制取的 气体经过一系列净化的过程,依次通过第一、第二、第三、第四换热器预热后进入反应 器,第一、第二、第三、第四段反应床层出来的气体分别经过第二、第三、第四、第一 换热器进行冷却,再通入吸收塔。 2.2.3 主要设备选型说明 2.2.3.1 考虑到转化器设计应让二氧化硫尽可能在最优化温度条件下反应,最大限度的利 用二氧化硫反应放出的热量,设备阻力既要小,又能使气体分布均匀。故考虑使用外部 换热型转化器。 2.2.3.2 换热器考虑到气体有一定腐蚀性,故选用列管式换热器 2.2.3.3 风机选用罗茨风机。 2.2.4 化工原材料规格及用量 2.2.4.1 进入转化器气体组成:SO2 占 8%,O2 占 10%,N2 占 82% 2.2.4.2 本设计采用的催化剂型号是 S109-1,起燃温度为 360℃,使用温度为 400-580℃, 入口 SO2:7.5-9.4%[2]。

5

第三章 转化工序物料衡算与热量衡算
3.1 转化工序流程示意图及简要说明

原料气

第一换热器

转化炉一段

第二换热器

转化炉二段

第三换热器

转化炉三段

第四换热器

转化炉四段

图 1 转化工序流程示意图

上图是硫酸转化工艺的流程,原料气由干燥器进入换热器,再进入转化炉一段,再 进入到第二换热器,以此类推,直到从转化炉四段出来降温至吸收塔。

3.2 确定各段进口温度及转化率
3.2.1 温度与平衡转化率的关系 在 400~700℃时, lg K P = 传智编) 式中: Kp —— 平衡常数 平衡转化率 X T =
T —— 温度/K

5140.6 ? 4.8817 公式(见《化工工艺工程设计》邹兰,阎 T

公式(3.1)

Kp 100 ? 0.5aX T Kp + P ( b ? 0.5aX T )

公式(见《化工工艺工程设计》邹兰,阎

传智编) 式中: a =8%——进转化器的炉气中的 SO2 的浓度(%)

公式(3.2)

6

b =10%——进转化器的炉气中的 O2 的浓度(%)
P =0.11MPa——系统总压力? KPa

取反应温度 T 由公式(3.1)计算 Kp 由公式(3.2)计算 X T 依此计算得平衡转化率与温度的关系列表:
表 1 平衡转化率与温度的关系

T ?℃
XT?%

400 99.32

420 98.88

440 98.21

460 97.22

480 95.81

500 93.88

520 91.31

540 88.03

560 84.00

580 79.24

3.2.2 最适宜温度与转化率的关系

T适

4905
? ? ? ? x ? + 4.937 lg ? b ? 0.5ax ? ? ? (1 ? x ) 100 ? 0.5ax ? ? ?

公式(见《化工工艺工程设计》邹兰,阎

传智编) 取不同 x 值,计算。 计算得最适宜温度与转化率的关系列表:
表 2 最适宜温度与转化率的关系 XT?% 99.32 363.54 98.88 382.28 98.21 401.01 97.22 419.73 95.81 438.44 93.88 457.12 91.31 475.79 88.03 494.44

公式(3.3)

84.00 513.07

79.24 531.67

T适 ?℃

3.2.3 确定操作线 进气组成:SO2 占 8%,O2 占 10%,N2 占 82% 所选取钒催化剂的起燃温度为 360℃
7

确定转化器一段进口温度 360℃ 气体经每层触媒后温度升高,计算式是:

t = t0 + λ ( x ? x0 )

公式(见 《化工工艺工程设计》 邹兰, 阎传智编) 表3 二氧化硫的浓度与λ值的关系 SO2 浓度,% 6 9 73 7 8 00 8 17 26 9 45 52 13 506 12 328 11 303 SO2 浓度,% 10 λ 278

公式 (3.4)

SO2 浓度,% 2

3

4

5

由上表查得,浓度为 8%的 SO2 对应的 λ 值为 226。 操作线温度的确定:已知催化剂的起燃温度为 360℃,使用的温度为 400-580℃,考 虑到应使操作线尽量与最适温度曲线靠近,且出口温度在催化剂的使用温度范围内,取 原料气的进口温度为 360℃,四段操作线的斜率根据原理气里 SO2 的浓度差表得 1/226。 考虑到原料气的预热过程是依次经过第一、第二、第三、第四换热器,对应于第四、第 一、第二、第三段反应器的冷却,所以如果考虑每个换热器的换热面积相当,则出口气 体冷却降温的温差应为第一段大于第二段,第二段大于第三段,按照这个原则,分别取 第一段的降温的温差为 65,第二段的降温的温差为 50,第三段的降温的温差为 40,并 且每一段转化器的出口温度和转化率对应的点都在平衡曲线和最佳温度曲线之间,由此 估算得到四段反应器的操作曲线。 3.2.4 各段进口温度及转化率
表 4 一次转化分段转化率和温度 段数 转化率?% 进口温度?℃ 一 81.86 360 二 90.71 480 三 95.13 450 四 97.79 420
8

由图 2 以及表 4 的数据可得: 转化器第一段操作线方程: t = 360 + 226 ( x ? 0.8186 ) 第二段操作线方程: t = 480 + 226 ( x ? 0.90.71) 第三段操作线方程; t = 450 + 213 ( x ? 0.9513) 第四段操作线方程; t = 420 + 213 ( x ? 0.97.79 )
1.1 1 0.9 0.8 0.7 0.6 XT 0.5 0.4 0.3 0.2 0.1 0 300

350

400

450

500 T

550

600

650

700

750

图2

四段反应过程的 X-T 关系图

3.3 转化工序物料衡算
本设计为 24 万吨/年硫酸转化系统工艺设计(以每小时计算) ,由 SO2 = 24 × 107 1 1 × × = 347.8kmol 300 × 24 98 0.9779
347.8 × 1 = 4347.8kmol 0.08
9

可得实际进气总量为

为方便计算,本设计假设进气总量为 1000kmol,故在最后的计算结果上需乘于系数
4347.8 = 4.348 1000

3.3.1 进转化器一段气体量及成分 以 1000kmol 的进气总量为标准进行计算,已知 SO2 占 8%,O2 占 10%,N2 占 82%
O 2 = 1000 × 0.1 = 100kmol

m (O 2 ) = 100 × 32 = 3200kg V (O 2 ) = 100 × 22.4 = 2240m3 m ( SO 2 ) = 80 × 64 = 5120kg

SO 2 = 1000 × 0.08 = 80kmol

V ( SO 2 ) = 80 × 22.4 = 1792m3

N 2 = 1000 × 0.82 = 820kmol m ( N 2 ) = 820 × 28 = 22960kg V ( N 2 ) = 820 × 22.4 = 18368m3

3.3.2 出一段气体量及成分
SO 2 = 80 × (1 ? 0.8186) = 14.512kmol 1 O 2 = 100 ? × 65.488 = 67.256kmol 2 SO 3 = 80 × 0.8186 = 65.488kmol

N 2 = 820kmol

3.3.3 出二段气体量及成分
SO 2 = 80 × (1 ? 0.9071) = 7.432kmol
1 O 2 = 100 ? × 73.575 = 63.2125kmol 2

SO3 = 80 × 0.9071 = 72.568kmol N 2 = 820kmol

3.3.4 出三段气体量及成分
SO 2 = 80 × (1 ? 0.9513) = 3.896kmol
1 O 2 = 100 ? × 76.104 = 61.948kmol 2

SO3 = 80 × 0.9513 = 76.104kmol N 2 = 820kmol

3.3.5 出四段气体量及成分
SO 2 = 80 × (1 ? 0.9779) = 1.768kmol SO3 = 80 × 0.9779 = 78.232kmol

1 O 2 = 100 ? × 78.232 = 60.884kmol N 2 = 820kmol 2 由以上计算汇总转化器物料衡算结果于表 5
10

表 5 转化器物料衡算结果 进一段 SO2 O2 N2 ∑ 出一段(进二段) SO2 SO3 O2 N2 ∑ 出二段(进三段) SO2 SO3 O2 N2 ∑ 出三段(进四段) SO2 SO3 O2 N2 ∑ 出四段 SO2 SO3 O2 N2 7.687 340.2 264.7 3565.4 492.0 27212.2 8471.2 99830.1 172.2 7619.4 5929.8 79864.1 0.18 8.14 6.34 85.34
11

( Kmol ) 347.8 434.8 3565.4 4348

( Kg ) 22261.8 13913.6 99830.1 136005.4

( m标 ) 7791.6 9739.5 79864.1 97395.2

3

V (%)
8 10 82 100

63.098 284.742 292.429 3565.4 4205.6

4038.3 22779.4 9357.7 99830.1 136005.4

1413.4 6378.2 6550.4 79864.1 94206.1

1.50 6.77 6.95 84.78 100

31.928 315.5 274.8 3565.4 4187.7

2043.4 25242.1 8795.1 99830.1 135910.7

715.2 7067.8 6156.6 79864.1 93803.6

0.76 7.53 6.56 85.14 100

16.940 330.9 269.3 820 4182.55

1084.1 26472.0 8619.2 99830.1 136005.4

379.5 7412.2 6033.4 79864.1 93689.1

0.41 7.91 6.44 85.24 100



4177.9

136005.4

93585.5

1

3.4 转化器各段的热量衡算
气体的摩尔热熔量可按下式求出
T2

∫ (25.74 + 5.8 ×10

?2

T ? 38.1× 10?6 T 2 + 0.861×10 ?8 T 3 )dT T2 ? T1

CPSO 2 =

T1

T2

∫ (15.09 + 15.2 ×10

?2

T ? 120.7 × 10?6 T 2 + 3.62 × 10?8 T 3 )dT T2 ? T1

CPSO 3 =

T1

T2

∫ (25.74 + 1.30 ×10

?2

T ? 3.86 ×10 ?6 T 2 )dT

CPO 2 =

T1

T2 ? T1
T2

∫ (27.18 + 0.591×10

?2

T ? 0.338 × 10?6 T 2 )dT

CPN 2 =

T1

T2 ? T1

3.4.1 转化一段反应热量和出口温度 (1)进转化器第一段气体带入热量(以每小时气量计算) 。 已知进一段触媒层气体温度为 360℃, 所以可得各组分气体的平均摩尔热容: SO2 的平均摩尔热容:
273+ 360

CPSO 2 =



(25.74 + 5.8 × 10?2 T ? 38.1×10 ?6 T 2 + 0.861× 10?8 T 3 )dT 360 = 44.71kJ / (mol ? K )

273

O2 的平均摩尔热容:
273+ 360

CPO 2 =



(25.74 + 1.30 × 10?2 T ? 3.86 × 10?6 T 2 )dT 360 = 30.80kJ / (mol ? K )

273

N2 的平均摩尔热容:
12

270 + 360

CPN 2 =



(27.18 + 0.591× 10?2 T ? 0.338 × 10 ?6 T 2 )dT 360 = 29.78kJ / (mol ? K )

270

故进一段气体每升高 1℃所需热量为: SO2 所需热量: 80 × 44.71 = 3576.865kJ
O2 所需热量: 100 × 30.80 = 3079.521kJ N2 所需热量: 820 × 29.78 = 24423.06kJ

∑所需总热量: 31097.44kJ 带入热量= 31097.44 × 360 = 11188600kJ (2)已知出转化器第一段气体温度 545℃ 所以可得各组分气体的平均摩尔热容:
SO2 的平均摩尔热容:
273+ 545

CPSO 2 =



(25.74 + 5.8 × 10?2 T ? 38.1× 10?6 T 2 + 0.861× 10?8 T 3 )dT 545 = 46.84kJ / (mol ? K )

273

SO3 的平均摩尔热容:
273+ 545

CPSO 3 =



(15.09 + 15.2 × 10?2 T ? 120.7 × 10?6 T 2 + 3.62 × 10?8 T 3 )dT 545 = 66.44kJ / (mol ? K )

273

O2 的平均摩尔热容:
273+ 545

CPO 2 =



(25.74 + 1.30 × 10?2 T ? 3.86 × 10 ?6 T 2 )dT 545 = 31.59kJ / (mol ? K )

273

N2 的平均摩尔热容:
270 + 545

CPN 2 =



(27.18 + 0.591× 10?2 T ? 0.338 ×10 ?6 T 2 )dT 545 = 30.29kJ / (mol ? K )

270

故出一段气体每升高 1℃所需热量为:
SO2 所需热量: 14.512 × 46.84 = 679.81kJ SO3 所需热量: 65.488 × 66.44 = 4351.3kJ O2 所需热量: 69.256 × 31.59 = 2124.44kJ N2 所需热量: 820 × 30.29 = 24841.87kJ
13

∑所需总热量: 31997.42kJ (3)反应热 摩尔反应热 Q = 101314.48 ? 2.21× (273 + 452.5) = 99711.13kJ 总反应热 Q = 65.488 × 99711.13 = 6529882.15kJ 一段出口温度 t = 6529882.15 + 11188600 = 553.7 0 C 31997.42 (4)一段出口气体带出热量 Q1 = 6529882.15 + 11188600 = 17718482.15kJ 3.4.2 转化二段反应热量和出口温度 (1)进转化器第二段气体带入热量(以每小时气量计算) 已知进二段触媒层气体温度为 480℃, 所以可得气体的平均摩尔热容:
SO2 的平均摩尔热容:
273+ 480

CPSO 2 =



(25.74 + 5.8 ×10 ?2 T ? 38.1× 10?6 T 2 + 0.861×10 ?8 T 3 )dT 480

273

= 46.15kJ / (mol ? K )

SO3 的平均摩尔热容:
273+ 480

CPSO 3 =



(15.09 + 15.2 ×10 ?2 T ? 120.7 × 10?6 T 2 + 3.62 × 10 ?8 T 3 )dT 480

273

= 64.94kJ / (mol ? K )

O2 的平均摩尔热容:
273+ 480

CPO 2 =



(25.74 + 1.30 ×10 ?2 T ? 3.86 × 10?6 T 2 )dT 480

273

= 31.32kJ / (mol ? K )

N2 的平均摩尔热容:
270 + 480

CPN 2 =



(27.18 + 0.591×10 ?2 T ? 0.338 × 10?6 T 2 )dT 480

270

= 30.12kJ / (mol ? K )

故进二段气体每升高 1℃所需热量为:
SO2 所需热量: 14.512 × 46.15 = 669.77 kJ SO3 所需热量: 65.488 × 64.94 = 4252.85kJ
14

O2 所需热量: 67.256 × 31.32 = 2106.394kJ
N2 所需热量: 820 × 30.12 = 24695.44kJ

∑所需总热量: 31724.45kJ 带入热量= 31724.45 × 480 = 15227737kJ (2)已知出转化器第二段气体温度 500℃ 所以可得各组分气体的平均摩尔热容:
SO2 的平均摩尔热容:
273+ 500

CPSO 2 =



(25.74 + 5.8 × 10?2 T ? 38.1× 10 ?6 T 2 + 0.861× 10?8 T 3 )dT 500

273

= 46.37 kJ / (mol ? K )

SO3 的平均摩尔热容:
273+ 500

CPSO 3 =



(15.09 + 15.2 × 10?2 T ? 120.7 × 10?6 T 2 + 3.62 ×10 ?8 T 3 )dT 500

273

= 65.42kJ / (mol ? K )

O2 的平均摩尔热容:
273+ 500

CPO 2 =



(25.74 + 1.30 × 10?2 T ? 3.86 × 10?6 T 2 )dT 500

273

= 31.40kJ / (mol ? K )

N2 的平均摩尔热容:
270 + 500

CPN 2 =



(27.18 + 0.591× 10?2 T ? 0.338 × 10 ?6 T 2 )dT 500

270

= 30.17 kJ / (mol ? K )

故出二段气体每升高 1℃所需热量为:
SO2 所需热量: 7.432 × 46.37 = 344.64kJ SO3 所需热量: 72.568 × 65.42 = 4747.28kJ O2 所需热量; 63.2125 × 31.40 = 1985.05kJ N2 所需热量: 820 × 30.17 = 24740.58kJ

∑所需总热量: 31817.54kJ (3)反应热 摩尔反应热 Q = 101314.48 ? 2.21× (273 + 490) = 99628.25kJ 总反应热 Q = (72.568 ? 65.488) × 99628.25 = 705368.01kJ
15

二段出口温度 t = 705368.01 + 15227737 = 500.80 C 31817.54 (4)二段出口气体带出热量 Q2 = 705368.01 + 15227737 = 15933105.01kJ 3.4.3 转化三段反应热量和出口温度 (1)进转化器第三段气体带入热量(以每小时气量计算) 已知进三段触媒层气体温度为 450℃ 所以可得各组分气体的平均摩尔热容: SO2 的平均摩尔热容:
273+ 450

CPSO 2 =



(25.74 + 5.8 ×10 ?2 T ? 38.1× 10 ?6 T 2 + 0.861× 10?8 T 3 )dT 450 = 45.81kJ / (mol ? K )

273

SO3 的平均摩尔热容:
273+ 450

CPSO 3 =



(15.09 + 15.2 ×10 ?2 T ? 120.7 × 10?6 T 2 + 3.62 × 10 ?8 T 3 )dT 450 = 64.20kJ / (mol ? K )

273

O2 的平均摩尔热容:
273+ 450

CPO 2 =



(25.74 + 1.30 ×10 ?2 T ? 3.86 × 10?6 T 2 )dT 450 = 31.19kJ / (mol ? K )

273

N2 的平均摩尔热容:
270 + 450

CPN 2 =



(27.18 + 0.591×10 ?2 T ? 0.338 × 10?6 T 2 )dT 450 = 30.03kJ / (mol ? K )

270

故进三段气体每升高 1℃所需热量为: SO2 所需热量: 7.432 × 45.81 = 340.48kJ
SO3 所需热量: 72.568 × 64.20 = 4658.77kJ O2 所需热量: 63.2125 × 31.19 = 1971.70kJ N2 所需热量: 820 × 30.03 = 24627.59kJ

∑所需总热量: 31598.54kJ 带入热量= 31598.54 × 450 = 14219342kJ
16

(2)出转化器第三段气体温度 460℃ 各组分气体的平均摩尔热容: SO2 的平均摩尔热容:
273+ 460

CPSO 2 =



(25.74 + 5.8 ×10 ?2 T ? 38.1× 10?6 T 2 + 0.861×10 ?8 T 3 )dT 460 = 45.93kJ / (mol ? K )

273

SO3 的平均摩尔热容:
273+ 460

CPSO 3 =



(15.09 + 15.2 ×10 ?2 T ? 120.7 × 10?6 T 2 + 3.62 × 10 ?8 T 3 )dT 460 = 64.45kJ / (mol ? K )

273

O2 的平均摩尔热容:
273+ 460

CPO 2 =



(25.74 + 1.30 ×10 ?2 T ? 3.86 × 10?6 T 2 )dT 460 = 31.23kJ / (mol ? K )

273

N2 的平均摩尔热容:
270 + 460

CPN 2 =



(27.18 + 0.591×10 ?2 T ? 0.338 × 10?6 T 2 )dT 460 = 30.06kJ / (mol ? K )

270

故出三段气体每升高 1℃所需热量为: SO2 所需热量: 3.896 × 45.93 = 178.93kJ
SO3 所需热量: 76.104 × 61.948 = 4904.88kJ O2 所需热量: 61.948 × 31.23 = 1934.90kJ N2 所需热量: 820 × 30.06 = 24650.23kJ

∑所需总热量: 31668.94kJ (3)反应热 摩尔反应热 Q = 101314.48 ? 2.21× (273 + 455) = 99705.6kJ 总反应热 Q = (76.104 ? 72.568) × 99705.6 = 352559.0kJ 三段出口温度 t = 352559.0 + 14219342 = 460.10 C 31668.94 (4)三段出口气体带出热量 Q3 = 352559.0 + 14219342 = 14571901kJ

17

3.4.4 转化四段反应热量和出口温度 (1)进转化器第四段气体带入热量(以每小时气量计算) 已知进四段触媒层气体温度为 420℃ 所以可得各组分气体的平均摩尔热容: SO2 的平均摩尔热容:
273+ 420

CPSO 2 =



(25.74 + 5.8 ×10 ?2 T ? 38.1× 10?6 T 2 + 0.861×10 ?8 T 3 )dT 420 = 45.46kJ / (mol ? K )

273

SO3 的平均摩尔热容:
273+ 420

CPSO 3 =



(15.09 + 15.2 ×10 ?2 T ? 120.7 × 10?6 T 2 + 3.62 × 10 ?8 T 3 )dT 420 = 63.42kJ / (mol ? K )

273

O2 的平均摩尔热容:
273+ 420

CPO 2 =



(25.74 + 1.30 ×10 ?2 T ? 3.86 × 10?6 T 2 )dT 420 = 31.06kJ / (mol ? K )

273

N2 的平均摩尔热容:
270 + 420

CPN 2 =



(27.18 + 0.591×10 ?2 T ? 0.338 × 10?6 T 2 )dT 420 = 29.95kJ / (mol ? K )

270

故进四段气体每升高 1℃所需热量为: SO2 所需热量: 3.896 × 45.46 = 177.11kJ
SO3 所需热量: 76.104 × 63.42 = 4826.80kJ O2 所需热量: 61.948 × 31.06 = 1924.214kJ N2 所需热量: 820 × 29.95 = 24559.58kJ

∑所需总热量: 31487.71kJ 带入热量= 31487.71× 420 = 13224837kJ (2)已知出转化器第四段气体温度 426℃ 所以可得各组分气体的平均摩尔热容:
SO2 的平均摩尔热容:
18

273+ 426

CPSO 2 =



(25.74 + 5.8 ×10 ?2 T ? 38.1× 10?6 T 2 + 0.861×10 ?8 T 3 )dT 426 = 45.53kJ / (mol ? K )

273

SO3 的平均摩尔热容:
273+ 426

CPSO 3 =



(15.09 + 15.2 ×10 ?2 T ? 120.7 × 10?6 T 2 + 3.62 × 10 ?8 T 3 )dT 426 = 63.58kJ / (mol ? K )

273

O2 的平均摩尔热容:
273+ 426

CPO 2 =



(25.74 + 1.30 ×10 ?2 T ? 3.86 × 10?6 T 2 )dT 426 = 31.09kJ / (mol ? K )

273

N2 的平均摩尔热容:
270 + 426

CPN 2 =



(27.18 + 0.591× 10 ?2 T ? 0.338 × 10?6 T 2 )dT 426 = 29.97 kJ / (mol ? K )

270

故出四段气体每升高 1℃所需热量为: SO2 所需热量: 1.768 × 45.53 = 80.50kJ
SO3 所需热量: 78.232 × 63.58 = 4974.10kJ O2 所需热量: 60.884 × 31.09 = 1892.756kJ N2 所需热量: 820 × 29.97 = 24573.2kJ

∑所需总热量: 31520.55kJ (3)反应热 摩尔反应热 Q = 101314.48 ? 2.21× (273 + 423) = 99776.32kJ 总反应热 Q = (78.232 ? 76.104) × 99776.32 = 212324.0kJ 四段出口温度 t = 212324.0 + 13224837 = 426.30 C 31520.55 (4)四段出口气体带出热量 Q4 = 212324.0 + 13224837 = 13437161kJ

转化器热量平衡见表 6

19

表 6 转化器热量衡算结果 气体进口 段数 温度 ﹙℃﹚ 一段 二段 三段 四段 ∑ 360 480 450 420 热量﹙ KJ ﹚ 反应热量 ﹙ KJ ﹚ 气体出口 温度﹙℃﹚ 热量﹙ KJ ﹚

48648033 66210200 61825699 57501591 234185524

28391928 3066940 1532927 923184.8 33914979

545 500 460 426

77039960 69277141 63358626 58424776 268100502.5

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第四章 安全备忘录
4.1 概述
本设计中的主要危害物为原料气中二氧化硫,以及产物硫酸。二氧化硫是大气中主 要污染物之一,是衡量大气是否遭到污染的重要标志。 在我国的一些城镇,大气中二氧 化硫的危害较为普遍而又严重。而硫酸对皮肤、粘膜等组织有强烈的刺激和腐蚀作用, 会对人体产生严重危害,所以对这些物质必须进行有效的防范。

4.2 二氧化硫和硫酸的危害
二氧化硫进入呼吸道后,因其易溶于水,故大部分被阻滞在上呼吸道,在湿润的粘 膜上生成具有腐蚀性的亚硫酸、硫酸和硫酸盐,使刺激作用增强。上呼吸道的平滑肌因 有末梢神经感受器,遇刺激就会产生窄缩反应,使气管和支气管的管腔缩小,气道阻力 增加。上呼吸道对二氧化硫的这种阻留作用,在一定程度上可减轻二氧化硫对肺部的刺 激。但进入血液的二氧化硫仍可通过血液循环抵达肺部产生刺激作用。二氧化硫可被吸 收进入血液,对全身产生毒副作用,它能破坏酶的活力,从而明显地影响碳水化合物及 蛋白质的代谢,对肝脏有一定的损害。动物试验证明,二氧化硫慢性中毒后,机体的免 疫受到明显抑制。二氧化硫浓度为 10~15ppm 时,呼吸道纤毛运动和粘膜的分泌功能均 能受到抑制。浓度达 20ppm 时,引起咳嗽并刺激眼睛。若每天吸入浓度为 100ppm8 小 时,支气管和肺部出现明显的刺激症状,使肺组织受损。浓度达 400ppm 时可使人产生 呼吸困难。二氧化硫与飘尘一起被吸入,飘尘气溶胶微粒可把二氧化硫带到肺部使毒性 增加 3~4 倍。若飘尘表面吸附金属微粒,在其催化作用下,使二氧化硫氧化为硫酸雾, 其刺激作用比二氧化硫增强约 1 倍。长期生活在大气污染的环境中,由于二氧化硫和飘 尘的联合作用,可促使肺泡纤维增生。如果增生范围波及广泛,形成纤维性病变,发展 下去可使纤维断裂形成肺气肿。二氧化硫可以加强致癌物的致癌作用。据动物试验,在 二氧化硫作用下,动物肺癌的发病率高于单个因子的发病率,在短期内即可诱发肺部扁 平细胞癌。 硫酸蒸气或雾可引起结膜炎、结膜水肿、角膜混浊,以致失明;引起呼吸道刺激, 重者发生呼吸困难和肺水肿;高浓度引起喉痉挛或声门水肿而窒息死亡。口服后引起消
21

化道烧伤以致溃疡形成;严重者可能有胃穿孔、腹膜炎、肾损害、休克等。皮肤灼伤轻 者出现红斑、重者形成溃疡,愈后癍痕收缩影响功能。溅入眼内可造成灼伤,甚至角膜 穿孔、全眼炎以至失明。慢性影响:牙齿酸蚀症、慢性支气管炎、肺气肿和肺硬化。环 境危害:对环境有危害,对水体和土壤可造成污染。燃爆危险: 本品助燃,具强腐蚀性、 强刺激性,可致人体灼伤。

4.3 二氧化硫和硫酸运输、使用等应注意的事项以及如何防护
生产、运输和使用二氧化硫时应严格按照刺激性气体有害作业要求操作和作好个人 防护,可将数层纱布用饱和碳酸氢钠溶液及 1%甘油湿润后夹在纱布口罩中,工作前后 用 2%碳酸氢钠溶液漱口。生产和使用场所空气中二氧化硫浓度不应超过 15mg/m3 的最 高容许浓度。有明显呼吸系统及心血管系统疾病者,禁止从事与二氧化硫有关的作业。 若有人中毒,应立即将患者移离有毒场所,呼吸新鲜空气或氧气、雾化吸入 2%~5%碳 酸氢钠+氨茶碱+地塞米松+抗生素。用生理盐水或清水彻底冲洗眼结膜囊及被液体二氧 化硫污染的皮肤。.对吸入高浓度二氧化硫有明显刺激症状,但无体征者,应密切观察不 少于 48h,并对症治疗。积极防治肺水肿,可早期、足量、 短期应用糖皮质激素。需要 时可用二甲基硅油消泡剂。 硫酸操作处置:密闭操作,注意通风。操作尽可能机械化、自动化。操作人员必须 经过专门培训,严格遵守操作规程。建议操作人员佩戴自吸过滤式防毒面具(全面罩) , 穿橡胶耐酸碱服,戴橡胶耐酸碱手套。远离火种、热源,工作场所严禁吸烟。远离易燃、 可燃物。防止蒸气泄漏到工作场所空气中。避免与还原剂、碱类、碱金属接触。搬运时 要轻装轻卸,防止包装及容器损坏。配备相应品种和数量的消防器材及泄漏应急处理设 备。倒空的容器可能残留有害物。稀释或制备溶液时,应把酸加入水中,避免沸腾和飞 溅。 硫酸运输注意事项: 本品铁路运输时限使用钢制企业自备罐车装运, 装运前需报有 关部门批准。铁路非罐装运输时应严格按照铁道部《危险货物运输规则》中的危险货物 配装表进行配装。起运时包装要完整,装载应稳妥。运输过程中要确保容器不泄漏、不 倒塌、不坠落、不损坏。严禁与易燃物或可燃物、还原剂、碱类、碱金属、食用化学品 等混装混运。运输时运输车辆应配备泄漏应急处理设备。运输途中应防曝晒、雨淋,防 高温。公路运输时要按规定路线行驶,勿在居民区和人口稠密区停留。
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第五章 环境保护与治理建议
5.1 三废主要来源
5.1.1 废气 一转一吸工艺及尾气回收后的主要废气为 SO2。 5.1.2 废水 硫酸制备工艺主要采用硫铁矿,故总有酸性污水排出。硫酸废水通常具有色度大、 酸度高的特点,其主要有害物质是硫酸、亚硫酸、矿尘、砷、氟以及多种中金属离子等。 炉气酸洗净化流程排除的烯酸,浓度一般在 3%~20%之间,除含有矿尘外,们还有 砷、氟等杂质,通常被称为废酸。 5.1.3 矿渣 矿渣是硫酸生产过程中排除的废渣,主要为硫铁矿渣。我国硫铁矿都含砷,焙烧过 程中砷的少出率只有约 40%,大部分仍六在矿渣中,经焙烧后的砷大部分是水溶性的, 遇雨水浸泡后会被溶出,最终流入江河,污染水体。

5.2 三废处理方案
5.2.1 废气 低浓度的 SO2 烟气回收方法很多,主要有氨-酸法、钠-酸法和活性炭法,其中以氨酸法应用最为广泛。除能消除 SO2 污染,保护环境之外,还可综合利用生产处有经济价 值的固体亚硫酸钠、亚硫酸氢铵、固体亚硫酸钠等延伸产品。 5.2.2 废水 硫酸工业污水的处理,通常采用石灰中和的方法,此外还有电石渣-铁屑处理法。 废酸的利用:①把沉降分离后的烯酸直接与 98%的浓硫酸参合,配成 72%的硫酸用
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于制造普通磷酸钙。②代替水补加到吸收塔循环酸槽内,制成商品硫酸。③废酸热解在 生。④进行浓缩处理制成浓硫酸。用硫化法处理污酸回收金属。 5.2.3 废渣 硫铁矿渣含有丰富的铁和其他金属,因此采用磁选铁精矿、矿渣制砖、氯化球团炼 铁等方法将其综合利用。

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设计小结
课程设计不仅是对前面所学知识的一种检验,而且也是对自己能力的一种提高。通 过这次为期两周的课程设计,使我拓宽了知识面,锻炼了能力,把所学知识进行了串联, 综合素质得到较大提高。同时也使我明白了自己的知识还比较欠缺,自己要学习的东西 还太多;明白了学习是一个长期积累的过程,在以后的工作、生活中都应该不断的学习, 努力提高自己知识和综合素质。 作为这个学期学习体系的有机组成部分,课程设计虽然只有两周,但具有重要的意 义。它的一个重要功能,在于运用学习成果,检验学习成果。运用学习成果:把课堂上 学到的系统化的理论知识,尝试性地应用于实际设计工作,并从理论的高度对设计工作 的现代化提出一些有针对性的建议和设想。检验学习成果:看一看课堂学习与实际工作 到底有多大距离,并通过综合分析,找出学习中存在的不足,以便为完善学习计划,改 变学习内容与方法提供实践依据。对我们化工专业的本科生来说,实际动手能力的培养 至关重要,而这种能力的培养单靠课堂教学是远远不够的,必须从课堂走向实践。这也 是一次预演和准备毕业设计工作。通过课程设计,我们可以找出自身状况与实际需要的 差距,并在以后的学习期间及时补充相关知识,为求职与正式工作做好充分的知识、能 力准备,从而缩短从校园走向社会的心理转型期。在这次课程设计中也使我们的同学关 系更进一步了,同学之间互相帮助,有什么不懂的大家在一起商量,听听不同的看法对 我们更好的理解知识,所以在这里非常感谢帮助我的老师和同学。

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参考文献
[1] 汤桂华等. 化肥工学丛书之硫酸[M] . 北京: 化学化工出版社,1995 [2] 周学良等. 催化剂[M] . 北京: 化学工业出版社,2002.10 [3] 刘少武,刘东等. 硫酸工作手册[M] . 南京: 东南大学出版社,2001.4 [4] 南京化工研究院. 硫酸生产分析方法[M] . 北京: 燃料化学工业出版社,1971.12 [5] 李绍芬. 硫酸工艺学[M] . 北京: 高等教育出版社,1957.8 [6] 陈五平等. 硫酸与硝酸[M] . 北京: 化学化工出版社,1989.6 [7] 娄爱娟,吴志泉,吴叙美. 化工设计[M] . 华东理工大学出版社,2002.8 [8] W?雷斯尼克. 化工过程分析与设计[M] . 北京: 化工工业出版社,1985.12 [9] 苏元复. 常用物料物性参数 第一册[M] . 北京: 化学工业出版社,1982.10 [10] K?M?马林等. 硫酸工学[M] . 北京: 高等教育出版社,1956.7

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本课程设计是在本院***、***、***几位老师的悉心指导下完成的。从课题的选择到 项目的最终完成,他们都始终给予我们细心指导和不懈的支持。在此谨各位老师以诚挚 的谢意和崇高的敬意。

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