西宁地区产3万吨100%硫酸转化工序工艺初步设计.doc

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1、西宁地区年产3万吨100%硫酸转化工序工艺初步设计.txt当你以为自己一无所有时，你至少还有时间，时间能抚平一切创伤，所以请不要流泪。能满足的期待，才值得期待；能实现的期望，才有价值。保持青春的秘诀，是有一颗不安分的心。不是生活决定何种品位，而是品位决定何种生活。 本文由shanruhai贡献 doc文档可能在WAP端浏览体验不佳。建议您优先选择TXT，或下载源文件到本机查看。 1.总论 1. 总论 1.1 概述 1.1.1 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

2、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 。 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 1 。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

3、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。 1.1.2 硫酸的用途2 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

4、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。 化工学院化学工程系 1 青海大学本科毕业设计： 西宁地区年产 3 万吨 100%硫酸转化工序工艺初步设计 1.1.3 硫酸的市场需求3 2005 年我国硫酸的表观消费量 48200

5、kt，其中化肥消费硫酸为 33400kt,占硫酸表观消费量的 69.3%,其中磷肥耗酸 31470kt，磷肥中高浓度磷复肥耗酸 18900kt，占磷肥耗酸量的 60.0%。 2005 年我国硫酸钛白法生产能力达到 950kt/a，总产量为 700kt 左右，比 2004 年净增 100kt， 消耗硫酸约 3150kt，氟化氢产量约 400kt，消耗硫酸 1100kt，其它产业消耗硫酸分别为氯气（2005 年产量约 11200kt）干燥约 150kt，石油加工（2005 年原油加工量 2.86 亿 t）320kt，钢铁酸洗约 700kt，环氧树脂约 500kt，粘胶纤维（2005 年产量约 11

6、80kt） ，消耗酸约 1160kt，己内酰胺(2005 年产量约 210kt),消耗硫酸约 430kt,2005 年中国染料产量约 1060kt,按 2kt 染料(含中间体)平均消 耗 1kt 硫酸计算,消耗硫酸 530kt。2005 年各产业消耗硫酸构成见下表： 表 1 2005 年我国硫酸消费构成 用途 化肥 磷肥 工业 钛白粉 粘胶纤维 氟化氢 钢铁酸洗 染料 环氧树脂 己内酰胺 石油加工 氯碱 其它 消费量/kt 33400 31470 14800 3150 1600 1100 700 530 500 430 320 150 6320 比例/% 69.3 65.3 30.7 6.5

7、3.3 2.3 1.5 1.1 1.0 0.9 0.7 0.3 13.1 根据磷肥“十一五”发展规划，国家为了保证我国粮食的安全，农业部门对 2005-2020 年化肥 需求提出预测，2005 年磷肥国内生产量 1100 万吨（100%P2O5） ，化肥消费硫酸 3160 万吨，占表观 消费量 69.1%，其中磷肥耗酸 3040 万吨，高浓度磷复肥耗酸 1890 万吨，占磷肥耗酸量 62.3%，其 它化肥耗酸占化肥耗酸量 2.7%。 “十一五”发展规划提出 2010 年国内磷肥产量 1200 万吨， DAP、MAP、NPK 高浓度复合肥 达到自给有余，进口量、出口量大致相当，以此测算，化肥用酸

8、 3480 万吨,占表观消费量的 63.5%, 磷肥用酸占 60.9%,高浓度磷复肥耗酸占磷肥用酸量 74.5%,普钙耗酸占 25.5%。2005-2010 年化肥耗 酸量年均递增 2%，磷肥耗酸递增 1.9%，高浓度磷复肥耗酸递增 5.6%，普钙耗酸下降 5.8%。 根据化肥和非化肥行业对硫酸的需求， 2010 年硫酸产量达到 5300 万吨。 其中， 硫铁矿制酸 1600 万吨，占 30.2%；冶炼烟气制酸 1100 万吨，占 20.8%；硫磺制酸 2540 万吨，占 47.9%；其他 60 万 2 化工学院化学工程系 1.总论 吨，占 1.1%。 1.1.4 硫酸的生产方式及其特点2 按

9、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、石油化工等部门的要求。 ， 因此，此法的发展受到限制。 接触法制酸的生产过程包含以下三个基本工序： 第一、 由含硫原料制取含二氧化硫气体。 实现这一过程需将含

10、硫原料焙烧， 故工业上称之为 “焙 烧” 。 第二、把二氧化硫气体和催化氧化为三氧化硫，工业上称之为“转化” 。 第三、将三氧化硫与水结合成硫酸。实现这一过程需将转化所得三氧化硫气体用硫酸吸收，工 业上称之为“吸收” 。 早期的接触法制酸是以铂为催化剂，硫酸的产量较高，但是制酸成本较高，导致该项技术发展 缓慢。后来德国公司开发出了添加碱金属盐的钒催化剂，使催化剂活性达到了铂催化剂的水平，而 且价格低，不易中毒。因此，钒催化剂很快取代了铂催化剂的地位，在世界范围内得到了广泛的应 用。 1.2 文献综述 1.2.1 转化流程的发展现状和趋势 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

11、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

12、 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 ： 5 表 2 转化工艺的发展情况 年份 1949 年以前 化工学院化学工程系 转化器形式 一次二段 SO2 气浓 % 67 转化率 % 92 生产能力 t/d 100 3 青海大学本科毕业设计： 西宁地区年产 3 万吨 100%硫酸转化工序工艺初步设计 1953 年 1958 年 1963 年 1964 年 1965 年 1966 年 1972 年 1981 年 1988 年 1989 年 一次三段 一次四段 一次四段（炉气冷激） 6.57.5 78 78 9496 9697 9596 9597 9

13、697 9899 9899 9999.3 9999.3 99.7 200 120150 200 300 400 15228 240 120150 600 60 一次五段（炉气冷激） 7.58.5 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） 89 9 9 8 8.5 9 1.2.2 国内外硫酸转化催化剂的现状和发展趋势 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、S109 等型号，国外也 形成了以美

14、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 。 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 2040，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

15、，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 4 1.2.3 国内外硫酸转化新工艺的发展4 PEA(Process Engineering Associates)公司推出了一种两段式硫酸生产工艺，其特点是 SO2 排放几乎为零（3cm /m ） 。该工艺也可处理浓度低、波动大的 SO2 气体。该工艺分两段：第一段 是接触段，SO2 气体冷却净化后在一单层转化器中转化，转化率 65%70%，第二段是一种改进的 NOX 工艺（即以前的铅室法或塔室法工艺，

16、SO2 在此几乎完全转化，生成浓度为 76%的硫酸） ，由于 该酸在塑料塔中生产，故纯度极高，可作为特殊用途酸，也可返回接触段进一步提浓或生产发烟 酸。该工艺与标准两转两吸工艺相比具有压力损失小，产量高，酸纯度高的优点。 3 3 1.2.4 转化设备的类型及发展趋势 转化器的型式按床层类型分，有固定床和流化床两种；按换热位置分，有内部换热型、外部 4 化工学院化学工程系 1.总论 换热型和沸腾床转化器；按气流在床内流动方向分，有轴向转化器和径向转化器，此外，还有径 向转化器，径向-轴向转化器，卧式转化器，空气冷激式转化器等。 不锈钢转化器 具有可靠性较高、使用寿命较长、不掉氧化皮及维修费用较低

17、等优点，在国 外应用较普遍。但国内只有部分大型装置才采用不锈钢转化器，影响不锈钢转化器在国内进一步 推广使用的主要因素是不锈钢价格的居高不下。 换热器分类 方式多样,按照其工作原理可分为:直接接触式换热器、蓄能式换热器和间壁式 换热器三大类,其中间壁式换热器用量最大,据统计,这类换热器占总用量的 99%。 间壁式换热器又 可分为管壳式和板壳式换热器两类,其中管壳式换热器以其高度的可靠性和广泛的适应性,在长期 的操作过程中积累了丰富的经验,其设计资料比较齐全,在许多国家都有了系列化标准。近年来尽 管管壳式换热器也受到了新型换热器的挑战,但由于管壳式热交换器具有结构简单、 牢固、 操作弹 性大、

18、应用材料广等优点,管壳式换热器目前仍是化工、 石油和石化行业中使用的主要类型换热器, 尤其在高温、高压和大型换热设备中仍占有绝对优势。 空心管壳式换热器 采用双面强化传热的缩放型传热管；采用缩放管，层流底层较薄，管内 传热系数往往大于管外传热系数，管内壁温可大于 100，使支管内烟气的酸雾不至于凝聚。加 工后的钢材组织细化，抗氧化、抗腐蚀性能提高，寿命延长，且在低温换热器(如 3、4 换)迎风面 设置了不锈钢护板，同时设计了冷凝酸的排出装置, 有效地保护了设备, 较好地解决了低温换热 器耐酸腐蚀的问题采用大空隙、低流阻的空心环支撑传热管束, 用以提高近壁流体传热滞流底层 的湍流强度, 促进界面

19、上的对流传热, 降低传热热阻, 达到充分发挥强化管的传热强化作用, 从 而有效地避免了各类壳程支承物对流体形成阻力大的不利影响, 在低流阻条件下获得高的传热性 能。与传统的折流板(开孔率为 30% ) 支承相比较, 阻力小, 没有气流死角, 不容易产生折流面 上的气尘堆积, 提高了换热器的利用率, 提高了产量, 降低了吨酸能耗；采用壳侧圆周环向进出气体的分布方式,使气体在换热器中的分布更为均匀。 同时由于采用了环向进气, 壳程入口气体经 过夹套沿壳程的周向进气, 气体流速降低, 减少了对列管的冲刷, 管外的传热膜系数与管内的传 热膜系数相差不多, 故可使气体入口段管壁的金属温度居内外气体之中,

20、 金属壁温较高, 不易结 垢, 防止冷凝酸的产生。同时抗腐蚀的能力大大提高, 换热器的使用寿命得以延长。 7 9 6 1. 3 设计任务的依据 本选题是由指导老师根据毕业设计的要求，结合我们在甘河工业园区青海珠峰锌业公司实习的 情况下，选择针对高海拔地区的自然条件和气候,进行硫酸转化工序工艺的初步设计而选定的。 1.4 原材料的规格、来源及水、电、汽等的供应情况 原材料的规格、来源及水、 本设计中硫酸生产所采用的原料为硫铁矿，甘肃省白银地区的硫铁矿可以提供充足的原料，硫 铁矿中的主要成分为 FeS2,其中含硫 35%（干基） ，含水 4%（湿基） 。生产过程中所需水资源是由城 市水网供给，循环

21、使用，电力由西宁市电网提供，转化工序不涉及汽的使用。 化工学院化学工程系 5 青海大学本科毕业设计： 西宁地区年产 3 万吨 100%硫酸转化工序工艺初步设计 1.5 设计的自然条件 空气成份： 大气压： 大气温度： O2 20.4% 冬季:590mmHg 夏季：16 年平均：6.3 相对湿度： 水温： 年平均：50% 夏季：15 最高水温：28 N279.6% 夏季:580mmHg 冬季：-7 年最高气温：33 夏季最高值 53% 冬季：4 1.6 生产制度 硫酸生产是连续的过程，本设计选取一年 300 天的工作日,24 小时连续生产，分四班倒。 1.7 其它2 硫酸生产过程中排放的污染物主

22、要有含 SO2、SO3（酸雾）的尾气，固体烧渣和酸泥，有毒性废物 液、废水等。以硫铁矿为制酸原料，特别是含硫 20%30%的中低品位矿，不仅排放大量含有害物的 尾气、废水，而且还要排放大量废渣。 经转化吸收系统出来的气体，除含有大量无害的 N2、O2 外，还含有有害的 SO2、SO3。对于两 转达两吸流程，如果操作正常，转化率可达到 99.70%以上，尾气可以不经处理直接放空，能够达到 目前国家规定的排放标准。 本设计的最终转化率高，尾气中所含的有害气体很少，可以满足国家的排放标准，可以直接放 空。 6 化工学院化学工程系 青海大学本科毕业设计： 西宁地区年产 3 万吨 100%硫酸转化工序工

23、艺初步设计 2. 生产流程的确定 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， 而且如果要得到更高的转化率，将使催化剂用量大幅度增加，而且转化的段数亦要增加，这是很不 经济的。为了减少 SO2 对大气的污染，在制酸装置后设置了尾气处理装置，其处理的方法很多，但 都存在硫利用率低，投资和运行费用高的缺点。因此“一转一吸”流程已逐渐被淘汰，而两转两吸 逐渐被采用。 “两转两吸”流程为两次转化两次吸收工艺，可能达到

24、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。对于转化段 数理论上是段数越多，反应越接近最佳温度线，越能使反应以较快速度进行，但是从经济性考虑， 转化段数越多，换热设备越多，流程越复杂，投资及占地面积亦随之增多。相反，段数少、反应温 度偏离最佳温度较远，这样不仅反应速率小，转化率亦达不到较高的程度，经济上不合理，因此工 业上一般选择用 35 段转化器。对于“2+1”三段转化的流程的一次转化分二段进行，而二次转化 分一段进行，由于该流程所达到的转化率较低，国内一般都不采用。 目前国内最常用的转化流程是“3

25、+1”“2+2”“3+2”等组合方式， 、 、 “3+2”组合的工艺流程是转 化分五段进行的，该方式的催化剂用量少，但是由于多了一段，使得设备庞大，管线复杂，占地面 积增大，液体流过时的阻力大，而且由于管线长，设备多，散热面积增大，使用实际热损失增加， 在同样的条件下很难达到热平衡。因此，目前国内采用较多的是“3+1”“2+2”式“两转两吸”流 、 程。 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，但该工艺没有进行经过工业生产检验。 以上几种工艺

26、，虽然应燮堂提出的高浓度二氧化硫的三转三吸流程相对于两转两吸流程有较多 的优点，但此技术缺少生产检验，并且我们缺少新工艺的有关资料，考虑到设计的先进性和可行性， 本设计确定 “3+1” 、 “2+2” 转化流程为初选工艺方案。 根据西宁地区的特点， 我组成员分别对 “3+1” 、 “2+2”转化流程进行进行参数确定、物料衡算、热量衡算、换热流程确定及催化剂量计算。两种流 程的 KA 值、催化剂体积和去一吸、二吸的温度见表 3： 表 3：两种流程的 KA 值和催化剂体积比较 流程 组合方式 KA 催化剂用量 （m3） 97550 29.363 191 142 去一吸温度（） 去二吸温度（） 8

27、化工学院化学工程系 生产流程的确定 3+1 (调整后) 90252 106462 104150 29.953 23.701 24.863 172 177.2 186.7 162 158.4 144.6 2+2 通过对最终结果进行比较可以看出，对于“2+2”的流程，仅在催化剂用量方面少于“3+1”的 转化流程，但是从换热面积和去一吸、二吸的温度看“3+1”的流程均好于“2+2” ，此外，通过查阅 资料，在实际的生产过程中，在设备投资和操作费用方面， “3+1”流程均低于“2+2”的流程。综上 所述，我们最终确定采用“3+1”组合的换热流程作为本次设计的流程，并以此流程进行 设备选型和计算（本人是

28、对“3+1”的转化流程进行参数确定、物料衡算、热量衡算，并计算换热面 积和催化剂用量，进而与同组成员的“2+2”的转化流程所计算的换热面积和催化剂用量进行比较， 经全组成员讨论确定出最终工艺） 。 化工学院化学工程系 9 青海大学本科毕业设计： 西宁地区年产 3 万吨 100%硫酸转化工序工艺初步设计 3生产流程简述 由焙烧炉出来的炉气经过净化工序进行除尘干燥后，温度为 40，压力为 1800mmH2O,含 SO2 8.3%、O2 9.46%、N282.24%，流量为 515.08kmol/h。经罗茨鼓风机升压后送入第换热器与转化器 三段床层出来的热的转化气进行热量交换，然后进入第换热器与一段

29、床层的热气体进行热量交换 后气体被加热到 410送入转化器一段床层,分别经床层上部的 S107 型催化剂和床层下部的 S101 型 催化剂床层进行转化反应，SO2 转化率达 72%，气体温度升到 577.8后，进入第换热器与冷气体 进行换热,气体经换热后温度降低到 475，然后气体进入第二段床层继续进行转化。气体在装有 S101 型催化剂的第二段床层继续反应，转化率达到 86.9%，气体温度升为 510.2,离开床层进入第 换热器中与第一吸收塔来的冷气体进行热量交换,经换热器后气体温度降为 446， 进入第三段床 层继续在 S101 催化剂的作用下进行转化反应，当转化率达到 92.9%，气体温

30、度达到 455，从而完 成第一次转化。 一次转化后的气体在第换热器与鼓风机来的冷气体进行热交换后温度降为 191， 送入第一吸收塔进行吸收，除去气体中的大部分 SO3。出第一吸收塔的气体，温度为 60，经第 和第换热器的热交换后，将温度加热到 415后，进入第四段床层进行第二次转化反应（这部分 气体的温度较低，因为在低温下 S107 型催化剂的活性比较高，转化所能达到的转化率也比较高，从 而节省了换热面积，故设计在第四段床层选用 S107 催化剂进行二氧化硫的转化反应） ，当二转分转 化率为 95%（总化率 99.6%） ，温度为 430.5后进入第换热器中与自一吸来的气体进行热交换后 在 1

31、42下送入第二吸收塔进行第二次吸收，从而完成两次转化两次吸收的工艺。 10 化工学院化学工程系 4.工艺计算书 4工艺计算书 4.1 转化器进口气体组成的计算 二氧化硫的转化过程，氧气浓度越大，反应速率越大。对于一定的矿来说，进转化器的原料气 中 SO2 浓度越高，氧气含量越低总的气量越少，过程易于达到自热平衡，但是相同体积催化剂下所 能达到的转化率越低；二氧化硫浓度低，氧气含量高，在相同体积催化剂下所能达到的转化率高， 但是此时总气量大，过程不易自热平衡。目前国内两转两吸并且是“3+1”转化流程的厂，一段入 口 SO2 的浓度一般为 8.0%8.5% 7 ，考虑到青海处于高海拔地区，大气压低

32、，氧气不足，温度低 8 的特点，本设计在计算时一段入口 SO2 的浓度取为 8.3%。 已知：硫铁矿焙烧炉出口气体组成：SO2：12%，SO3：0.1%，其余为 N2 O2 H2O 净化收率：98.5%，吸收率：99.95%，总转化率：99.5% 每年的工作日是 300 天，二氧化硫的进口浓度为 8.3%，则 n H 2 SO4 = 3 10 7 n SO2 + n SO3 净化前： 1 1 1 = 42.517 kmol h 98 300 24 1 1 1 = 42.517 = 43.4031 kmol h 0.985 0.9995 0.995 12 = 43.0444 kmol h 12

33、+ 0.1 n SO2 = 43.4031 n SO3 = 43.4031 ? 43.0444 = 0.3587 kmol h 净化后： n SO2 = 42.517 n SO3 = 0 气体总流量： 1 1 = 42.7520 kmol h 0.9995 0.995 n总 = 42.7520 = 515.0843 kmol h 8 .3 % 硫铁矿焙烧的反应方程式为： 4 Fe S 2 + 11O2 = 2 Fe O3 + 8SO2 理论耗氧量： nO2 = 实际耗氧量： 化工学院化学工程系 11 43.0444 = 59.1861 kmol h 8 11 青海大学本科毕业设计： 西宁地区年

34、产 3 万吨 100%硫酸转化工序工艺初步设计 1 11 ? nO2 = ? + ? 0.3587 + 59.1861 = 59.5857 kmol h ?2 8 ? 西宁地区空气中的 O2 含量为 20.4%，N2 的含量为 79.6% 实际耗氧所对应的 N2 量： n N2 = 设未反应的 O2 量为 nO2剩余 ： 79.6 59.5857 = 233.5663 kmol h 20.4 42.7520 + no2 剩余 解得： 42.7520 100% = 8.3% 79.6 + n + 233.5663 20.4 O2剩余 nO2剩余 = 48.7079 kmol h ； n N 2总

35、 = (1 + 因此进口气体的组成为： 79.6 ) 48.7079 = 423.6225 kmol h 20.4 423.6225 = 82.24% ； N2 515.0843 48.7079 yO2 = 515.0843 = 9.46% ； y y = so2 = 8 .3 % 4.2 催化剂的选择 目前大多数厂家所使用的催化剂均为以五氧化二钒为活性组分的钒催化剂，中国生产的钒催 化剂主要有 S101、S102、S105、S107、S108、S109 等型号。S101 为中温催化剂，操作温度 425 600，各段均可使用，寿命可达 10 年以上，活性达到国际先进水平。S102 为环状中温催

36、化剂， 特点是内表面利用率较高，床层阻力小，但易粉碎。S105、S107、S108 为低温催化剂，起活温度 380390，操作温度 400550，一般装在一段上部和最后一段，以使反应能在低温下进行， 这样不仅能提高总转化率和减小换热面积， 还允许提高转化器进口气体中 SO2 含量 。 国外最新研 制开发的 S-H 型宽温抗毒 SO1 氧化制硫酸催化剂和含铯催化剂 ，对于硫酸转化的效果很好，但 是考虑到设计的需要和经济方面的投入，本设计采用国产催化剂。 根据实际生产经验，在相同的操作条件下，低温催化剂 S107 的活性相同的条件下比其它型 号的低温催化剂更容易达到热平衡7，对于低温催化剂要优先考

37、虑 S107。为了提高反应的总转化 率，节约换热面积，一转联合使用 S101 和 S107 催化剂，二转气体的进口温度为 415，因此二 转全部使用 S107 催化剂。 4 2 12 化工学院化学工程系 4.工艺计算书 4.3 求取平衡温度和最佳温度 求取平衡温度和最佳温度 二氧化硫的催化氧化反应为一可逆放热反应， 。从平衡转化率角度看，温度愈低，平衡转化率愈 高；从反应速度角度看，对于一定气体组成下，在某一温度下反应速率达到极大值，该最大反应速 率对应的温度称为最佳温度 。在设计反应器时，所选择的操作温度应处于催化剂的活性温度范围 内，并在尽量高的反应速率下进行转化，以减少催化剂的用量，而且

38、使转化率尽可能的高。根据反 应的动力学方程用求极值的方法所导出的最佳温度和最佳温度的计算公式如下 平衡温度： 2 2 ： （4-1） T e = 4905.5 x 100 ? 0.5ax lg + 0.5 lg ? 0.5 lg P + 4.6455 1? x b ? 0.5ax Te RTe E 1+ ln 2 E 2 ? E1 E1 最佳温度，K; 平衡温度，K; 气体常数，8.314; 正、逆反应活化能，J/mol。 最佳温度： T m = （4-2） 式中：Tm Te R E1,E2 对于 3+1 式转化器各段压力如下表所示： 表 4 转化器各段压力 项目 进口压力（mmH2O） 出口

39、压力（mmH2O） 一转的平均压力： 第一段 1800 1590 第二段 1510 1410 第三段 1330 1230 第四段 750 650 1800 + 1230 = 1515mmH 2 O 2 750 + 650 二转的平均压力： = 700mmH 2 O 2 西宁地区的年平均大气压为 580mmHg,则 一转的绝压 P = 1515 0.9678 10 二转的绝压 P = 700 0.9678 10 4 + 580 0.00132 = 0.9122atm 4 + 580 0.00132 = 0.8333atm 由前面的计算可知，进口气体的组成：二氧化硫 a=8.3%, 氧气 b=9.

40、46% 根据公式计算不同转化率下的平衡温度和最佳温度如下表所示： 表 5 不同转化率下的平衡温度和最佳温度 X 一 0.4 0.5 938.5 0.65 889.7 0.70 873.1 0.75 855.4 0.80 836.2 0.85 814.3 0.90 787.1 0.95 747.3 Te （K） 973.4 化工学院化学工程系 13 青海大学本科毕业设计： 西宁地区年产 3 万吨 100%硫酸转化工序工艺初步设计 te （） 700.2 转 Te （K） 929.0 Te ） 655.8 （ 665.4 897.1 624.0 616.6 852.4 579.3 599.9 83

41、7.2 564.0 582.3 820.9 547.8 563.1 803.2 530.1 541.1 783.0 509.8 514.0 757.8 484.7 474.1 720.8 447.7 X 二 Te(K) te() 转 Tm(K) tm() 0.5 935.0 661.9 909.4 636.2 0.65 886.6 613.4 862.8 589.7 0.70 870.0 596.9 847.1 574.0 0.75 852.5 579.4 830.5 557.4 0.80 833.5 560.3 813.1 539.9 0.85 811.6 538.5 791.7 518.5

42、 0.90 784.6 511.5 756.9 492.8 0.95 745.0 471.9 728.2 455.0 4.4 各段操作参数的确定 按照本征动力学方程计算出的不同转化率下的平衡温度和最佳温度，理想的反应过程是按最佳 温度曲线进行的。文献介绍了求取最佳操作参数的方法 ，是根据催化剂的活性温度选一段进口温 度，然后假设第一段出口转化率，再用第一类条件式 9 0 , i ? , = ? 0 i 确定二段进口状态点。当二 ?X 0 , i ?X i 段进口状态点确定后，用第二类条件式 0 , i = 0 确定二段出口状态点。依次交替使用第一类条件 ?i 式（确定各段进口点）和第二类条件式

43、（确定各段出口转化率） ，直至第四段为止。对于 SO2 的转 化反应，在高温和低转化率时，内扩散的影响是不能忽略的，并且气体在床层内的流动并不是呈理 想置换流型，若用以上的微观动力学方程求解的催化剂用量与实际用量差距较大 。因此用上述方 法所确定的参数并不是最佳参数，即使用工业反应器的宏观动力学方程按上述方法确定最佳操作参 数，由于考虑到催化剂失活、老化、中毒等因素，往往计算的催化剂条件需要校正，使按上述方法 确定的最佳操作参数实际上也就不是最佳参数。 因此， 本设计不采用上述介绍的方法确定操作参数。 应燮堂提出了平衡转化率的对比率 R 的概念 10 8 ，即 R=X/XT，用实际转化率和平衡

44、转化率的比值来 判断达到要求转化率的难易。该方法确定的操作参数比较理想，因此本设计采用平衡转化率对比率 的方法来确定各段参数。根据经验，平衡转化率对比率 R 应取 0.950.97 之间。 计算 0反应得反应热 设计以下反应途径 11 ： 1 H 0CSO2 + O2 ? SO3 ?R 2 ?H 1 ?H 2 1 25CSO2 + O2 ?H? SO3 ?298 2 因为反映为绝热操作，故 14 H = 0 即 ?H 1 + ?H 298 + ?H 2 = 0 化工学院化学工程系 4.工艺计算书 （ ?H 1 = (n SO2 C pSO2 + nO2 C pO2 )?t = (1 41.38

45、5 + 0.5 29.315) 25 ? 0） = 1401.0625 J mol = 1.4011 kJ mol H 298 = ?H fSO3 ? ?H fSO2 = ?395.1 ? (?297) = ?98.1 kJ mol H 2 = n SO 3 C p ? t = 1 49 .4275 0 ? 25）= ? 1235 . 687 J mol = ? 1 . 2357 kJ mol （ H R = ?H 1 + ?H 298 + ?H 2 = 1.4011 ? 98.1 ? 1.2357 = ?97.935 kJ mol 即 0的反应热为 ? 97.935 kJ mol 4.4.1 转化器一段床层操作参数的确定 假设一段出口转化率为 72%，以 1 小时进料量为基准，对一段床层做物料衡算(以 1h 小时的进料量 为基准,下同)： 进一段气体量及组成： 总气体量： n总 = 515.0843kmol n SO2 = 515.0843 8.3% = 42