年产20万吨硫酸生产车间工艺设计

毕业设计说明书

年产20万吨硫酸生产车间工艺设计

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年产20万吨硫酸生产车间工艺设计

摘 要

硫酸是最重要的基础化工原料之一，主要用于制造磷肥及无机化工原料，其次作为化工原料广泛应用于有色金属的冶炼、石油炼制和石油化工、橡胶工业以及农药、医药、印染、皮革、钢铁工业的酸洗等。本设计以硫磺为原料生产硫酸，因为以硫磺为原料生产硫酸不需净化，大大简化了工艺过程，节省投资费用，且产品质量高。

本设计完成了年产20万吨硫酸生产车间工艺设计，介绍了硫酸生产的主要方法和成熟的工艺流程。主要内容包括原料熔硫工段、焚硫转化工段、干吸工段及主要设备的选择、环保措施等。完成了化工设计的各个设计环节，达到了设计目标。经分析，设计技术可靠，经济合理。在设计过程中，还重点对废水处理进行了分析。

关键词：硫酸；硫磺制酸；焚烧炉；转化塔

The Production Process Design of the Workshop for Sulfuric

acid with an Annual Output of 200,000 Tons

Abstract

Sulfuric acid is one of the most important basic chemical raw materials, mainly used in the manufacture of phosphate fertilizer and inorganic chemical raw materials, as a chemical raw material, it is widely used in non-ferrous metal smelting, petroleum refining and petroleum chemical industry, rubber industry, as well as pesticides, pharmaceuticals, printing and dyeing, leather pickling of iron and steel industry. This design is used sulfuric acid as raw material to product sulfur, thus it products sulfur without purification, the process is greatly simplified to save investment costs and gain high product quality.

It is an annual output of 200,000 tons of sulfuric acid production plant process design, introduces the main methods of sulfuric acid production and mature process. The main contents include the raw material sulfur melting section, and burning sulfur conversion section, drying and absorption section and the major equipments selection, environmental protection measures. It completes various links of the chemical engineering design, and achieves the design objectives. Through the analysis of the design, design technology is reliable, and the design is economical and reasonable. In the design process, it is also focusing on wastewater treatment.

Keywords: Sulfuric acid; Producing Sulfuric Acid by Sulfur; The stove of sulfur; Conversion tower

目 录

1 引言 ............................................................. 1 1.1概述 ............................................................ 1 1.2全球硫酸工业概况 ................................................ 1 1.3我国工业概况 .................................................... 1 1.4硫酸的性质 ...................................................... 2 1.4.1物理性质 ...................................................... 2 1.4.2浓硫酸的化学性质 .............................................. 3 1.4.3稀硫酸的化学性质 .............................................. 5 1.4.4相对密度 ...................................................... 5 1.4.5硫酸的结晶温度 ................................................ 6 1.4.6硫酸的热容、热焓 .............................................. 6 1.4.7硫酸的沸点蒸气压和蒸气组成 .................................... 7 1.5硫酸几种不同的生产工艺 .......................................... 7 1.5.1以硫磺为原料 .................................................. 7 1.5.2以硫铁矿含伴生硫铁矿为原料 .................................... 8 1.5.3冶炼烟气和其它原料 ............................................ 9 1.6低浓度二氧化硫气体的处理 ........................................ 9 1.7硫酸污水处理 ................................................... 10 1.8二氧化硫尾气 ................................................... 10 2 工艺流程 ........................................................ 10 2.1快速熔硫与液硫过滤工段 ......................................... 10 2.2转化工段 ....................................................... 11 2.2.1二氧化硫转化反应的基本原理 ................................... 12 2.2.2二氧化硫转化三氧化硫工艺操作条件选择和选定理由 ............... 13 2.3吸收工段 ....................................................... 21 2.3.1吸收流程配置的方式 ........................................... 22 2.3.2吸收工段的流程 ............................................... 22 2.3.3吸收工段主要工艺指标分析 ..................................... 22

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2.4废热回收工艺 ................................................... 23 2.5关于低温位热能回收工艺 ......................................... 23 3 物料衡算 ........................................................ 25 3.1 设计要求： .................................................... 25 3.2物料衡算 ....................................................... 25 3.2.1硫磺焚烧的物料衡算 ........................................... 25 3.2.2转化器物料衡算 ............................................... 25 3.3热量衡算 ....................................................... 28 3.3.1热量衡算的目的 ............................................... 28 3.3.2热量衡算依据 ................................................. 28 3.3.3各物质热力学参数[23]（标况下） ................................. 28 3.3.4各工段的热量衡算 ............................................. 28 4 主要设备的设计与选型 ............................................ 36 4.1焚硫炉 ......................................................... 36 4.2转化塔 ......................................................... 37 4.3干吸塔 ......................................................... 39 4.4气体换热器 ..................................................... 39 4.5空气鼓风机 ..................................................... 43 4.6循环吸泵 ....................................................... 43 4.7废热锅炉 ....................................................... 44 4.8过热器和省煤器 ................................................. 45 4.9设备一览表 ..................................................... 45 5 车间布置 ........................................................ 47 5.1车间布置的任务 ................................................ 47 5.2车间布置的基本原则 ............................................. 48 5.3车间布置设计的一般要求 ......................................... 48 5.4车间布置 ...................................................... 50 5.5 装置的组成部分 ................................................ 52 5.6 布置方案 ...................................................... 52

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5.7 设备布置 ............................................... 52 6 安全与环保 ...................................................... 53 6.1安全 ........................................................... 53 6.1.1产业安全现状 ................................................. 53 6.1.2安全评价简介 ................................................. 53 6.2环保 ........................................................... 6.2.1作业环境 ..................................................... 6.2.2主要污染 ..................................................... 55 6.2.3环境管理重点 ................................................. 55 7 经济核算 ........................................................ 56 7.1概述 ........................................................... 56 7.2 能耗分析 .................................................... 56 7.3 节能措施 ................................................ 57 7.4经济核算 ....................................................... 57 7.4.1工程费用 ..................................................... 57 7.4.2其他费用 ..................................................... 58 7.4.3备用费用 ..................................................... 59 7.4.4专项费用 ..................................................... 59 7.4.5产品单位成本 ................................................. 60 7.4.6流动资金 ..................................................... 60 7.4.7投资回收期 ................................................... 61 设计总结 .......................................................... 62 参考文献 .......................................................... 63 致 谢 ............................................................ 65

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1 引言

1.1概述

近十几年以来，我国硫酸工业得到很大的发展，重要的标志之一是硫酸工程设计项目多、质量好、技术水平高、经济效益和社会效益显著。我国自行设计、自己建设的中、小型硫酸工程遍及全国，还承担了许多大型硫酸工程设计。此外，从国外引进了一些先进的硫酸技术。硫酸工程设计的进步，大大改变了我国硫酸工业的技术状况[1]。

硫酸工程设计因采用的原料不同其形式各异，工艺过程和设备须与所用的原料相匹配。以前我国以硫铁矿生产硫酸为主体，在今相当长的时期内，这种情况不会有较大的变化；以重有色冶金工业的冶炼烟气生产硫酸，是我国硫酸工业的重要组成部分；随着硫磺供应的增加, 愈来愈多的新建工程从治理环境、生产简便和经济角度考虑，选用以硫磺生产硫酸；以石膏、磷石膏为原料生产硫酸、联产水泥的工程，也有新的发展。一般情况下，以硫铁矿制酸工艺较复杂些，硫磺制酸过程简便些[2]。 1.2全球硫酸工业概况

硫酸是传统的无机基本化工原料，自18世纪中叶工业化生产以来，随着染料、炸药工业的兴起而迅速发展，现今随化肥工业、石油化工、有色冶金、纺织和轻工业、国防工业及其它有关工业的发展而不衰[2]。硫酸工艺技术和装备、材料不断演变和进步，特别是近年来以环境保护和能源利用为中心的变革，使硫酸工艺和装备有了很大的变化，如改革工艺回收了90％以上的反应热产生蒸汽用于发电，除自用外并向装置外供电，成为应用清洁生产工艺的能源企业，其中MECS和Outolec等热回收工艺是目前流行的技术。目前世界各国硫酸工程都趋向于大型化发展，全球的硫酸有50％用于磷酸生产，还有一些用于镍的生产，这些工业部门的大型化要求配套的硫酸工程也大型化。有色冶炼工程的大型化也需配套的冶炼烟气制酸工程大型化。总之，这些工业部门生产大型化带动了硫酸工程的大型化[3]。 1.3我国工业概况

我国国民经济连续不断增长，特别是磷复肥工业和有色冶金工业的蓬勃发展带动了硫酸工业迅速发展。进入2l世纪以来，建成了许多大型的以硫磺或硫

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铁矿为原料的生产装置，一些中、小型企业得到了改造，也朝大型化方向发展。以冶炼烟气为原料的硫酸工程与大型铜、镍等有色金属冶炼配套建设，相应建设大型的硫酸装置。在此期间建成的大型企业总生产能力占全国总生产能力50％以上，其中以硫磺制酸较多，冶炼烟气制酸次之[4]。在建和待建项目建成后，大型硫酸装置将成为我国硫酸工业的主体，顺应了硫酸工业发展的需要。通过研制和创新，新工艺、新设备、新材料亦得到应用和推广，我国硫酸工业的技术水平有了较大的进步。对硫酸需求的增加，主要靠增加以硫磺为原料生产的硫酸和充分回收冶炼烟气中的SO2生产硫酸来解决，并逐步形成了较大生产能力，但以硫铁矿为原料生产硫酸的能力仍很大。硫铁矿制酸技术复杂，装置建设投资较高，再加上矿山的勘探、采选和建设等的投资，发展硫铁矿制酸的总投入较大。21世纪以来，我国在自主创新建设大批硫酸装置的同时，也引进了先进的硫酸装置、关键设备、催化剂、热回收技术和装备等，促进了我国硫酸工业技术和装备水平的提高[5]。 1.4硫酸的性质 1.4.1物理性质

（1）理化常数[6]

性状：无色无味澄清粘稠油状液体； 成分/组成：浓硫酸98.0%(浓)<70%(稀) ； 密度：98%的浓硫酸1.84g/mL ； 摩尔质量：98g/mol；

物质的量浓度：98%的浓硫酸18.4mol/L； 相对密度：1.84； 沸点：338℃；

溶解性：与水和乙醇混溶；

凝固点：无水酸在10℃，98%硫酸在3℃时凝固。 （2）溶热

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”若将水倒入浓硫酸中，温度将达到173℃，导致酸液飞溅，造成安全隐患。

硫酸是一种无色黏稠油状液体，是一种高沸点难挥发的强酸，易溶于

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水，能以任意比与水混溶。

（3）共沸混合物（熔点：10℃）

沸点：290℃（100%酸），沸点：338℃（98.3%酸）

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）共沸混合物。加热浓缩硫酸也只能最高达到98.3%的浓度。

（4）吸水性

它是良好的干燥剂，用以干燥酸性和中性气体，如CO2，H2，N2，NO2，HCl，SO2等，不能干燥碱性气体，如NH3，以及常温下具有还原性的气体，如H3S吸水是物理变化过程。

吸水性与脱水性有很大的不同：吸收原来就有游离态的水分子，水分子不能被束缚。将一瓶浓硫酸敞口放置在空气中，其质量将增加，密度将减小，浓度降低，体积变大，这是因为浓硫酸具有吸水性。 1.4.2浓硫酸的化学性质

（1）脱水性[7]

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。 1)脱水性简介 就硫酸而言，脱水性是浓硫酸的性质，而非稀硫酸的性质，浓硫酸有脱水性且脱水性很强。 2)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)。 3)炭化 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。浓硫酸如： C12H22O11浓硫酸12C+11H2O 4)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。 第 3 页，共 66 页

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。 C12H22O11浓硫酸12C+11H2O C+2H2SO4(浓) →CO2↑+2SO2↑+2H2O 5)络合反应 将SO3通入浓H2SO4中，则会有“发烟”现象。 H2SO4+SO3→H2S2O7(亦写为H2O·SO3·SO3) （2）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) 2Fe+6H2SO4(浓) 加热CuSO4+SO2↑+2H2O Fe2(SO4)3+3SO2↑+6H2O 加热在上述反应中，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 S+2H2SO4 (浓) 加热3SO2↑+2H2O 2P+5H2SO4 (浓) 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 （3）难挥发性 第 4 页，共 66 页

加热2H3PO4+5SO2↑+2H2O 制氯化氢、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)+H2SO4 (浓) →NaHSO4+HCl↑(常温) 2NaCl(固)+ H2SO4 (浓) 加热Na2SO4+2HCl↑(加热) 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↑ （4）强酸性 纯硫酸是无色油状液体，10.4°C时凝固。加热纯硫酸时，沸点290°C，并分出部分三氧化硫直至酸的浓度降到98.3%为止，这时硫酸为恒沸溶液，沸点338°C。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[8]。 1.4.3稀硫酸的化学性质

（1）可与多数金属（比铜活泼）和绝大多数金属氧化物反应，生成相应的硫酸盐和水。

（2）可与所含酸根离子对应酸酸性比硫酸根离子弱的盐反应，生成相应的硫酸盐和弱酸。

（3）可与碱反应生成相应的硫酸盐和水。

（4）可与氢前金属在一定条件下反应，生成相应的硫酸盐和氢气。 （5）加热条件下可催化蛋白质、二糖和多糖的水解。

（6）能与指示剂作用，使紫色石蕊试液变红，使无色酚酞试液不变色

[9]。

1.4.4相对密度

相对密度即单位体积硫酸的重量与同体积4℃水的重量之比。相对密度与密度在概念上是不同的，密度即单位体积硫酸的质量，g/cm³。但对于同一条件下

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的同一硫酸的相对密度与密度在数值上是同一的[10]。

硫酸相对密度是温度与酸浓度的函数。当固定温度，硫酸的相对密度随浓度升高而升高。当固定硫酸浓度，相对密度则随温度升高而下降。此属于一般的变化规律。此外当酸浓度在0～100%范围内，在任何温度下，以98.3%浓度下的相对密度为最大。当硫酸浓度属于发烟酸范围时，以含游离SO3在50%～65%浓度下的相对密度为最高。SO3%游离量低于此区域，相对密度随游离SO3%增加而升高。游离SO3%高于此区域，相对密度随游离SO3量增加而下降。 1.4.5硫酸的结晶温度

液体硫酸转变为固体硫酸时的温度称为结晶温度。结晶温度随硫酸浓度不同而变化，其变化关系是不规则的[11]。市场上几种常见硫酸品种的结晶温度如表1-1所示：

表1-1 常用硫酸和发烟硫酸的结晶温度

硫酸浓度%（重量） 10.0 76.0 93.0 98.5

结晶温度℃ －4.7 －22.2 －27.0 +1.8

硫酸浓度%（重量）

100 游离SO310 游离SO320 游离SO365

结晶温度℃ +10.371 －1.5 +2.5 －0.35

掌握了硫酸结晶温度具有下述意义：

（1）了硫酸贮存输送提供了防止发生冻酸的温度控制依据； （2）为了确定产品浓度范围提供了依据；

（3）对处于不正常情况下发生的酸冻结原因分析提供了理论依据。1.4.6硫酸的热容、热焓

热容指在不发生相变又不发生化学反应和无其它功能的条件下，单位硫酸温度升高或降低1℃时，所引起的热量变化。以摩尔为单位，即摩尔热容[kJ/（mol·K）]，以质量千克为单位即为比热[kJ/（mol·K）]。从实验上得知，将同一种浓度的硫酸从0升高到1与从99升到100所需要的热量是不同的[12]。可见不同的温度下有不同的热容，为了使用上的方便，在工程计算中采用平均热容。热焓是指某一单位重量（kg）的硫酸在某一温度下含有的热量。热焓是状态函数，它的变化由始态和终态决定，与中间过程无关。

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1.4.7硫酸的沸点蒸气压和蒸气组成

H2O－SO3为二元系统，其溶液具有恒沸状态的性质，这种性质在硫酸水溶液的浓缩、SO3吸收以及浓硫酸用作干燥剂等方面有着极其重要的意义。溶液的沸点随H2SO4含量的增加而升高。当浓度达到98.3%时达最大值（336.8℃），此后则下降，至100%H2SO4时为296.2℃。发烟硫酸的沸点，则随SO3（游离）百分含量的增大而下降，直降至44.7℃。

常压下加热浓缩稀硫酸，当酸浓达到98.3%时，液面上的气相组成与液相组成达到相同，即使继续加热蒸发，液相组分不变，这时沸点（338.8℃）称恒沸点。这说明在常压下只能将稀硫酸浓缩到98.3%，成为理论上的浓缩浓度。但在生产操作中为了经济性和减少硫酸损失，通常只是将稀硫酸浓缩至92%～95%[13]。

根据相平衡原理，硫酸液面上应有相应的气体成分。上述的加热浓缩稀硫酸及加热蒸发游离SO3，相应的气相成分以H2O和SO2为主。而在常压低温范围内，硫酸液面上气相组分，则以H2SO4为主，其量用总蒸气压表示。各种温度下不同浓度硫酸的总蒸气压，可有下式计算：

㏒p＝A-B/T

式中 p—蒸气压，Pa；

T—绝对温度，K；

A、B—与酸浓度有关的常数。

当温度一定时，硫酸液面上的总蒸气压随硫酸浓度升高而降低，且在98.3%时总蒸气压最低。当酸浓超过98.3%时，总蒸气压随浓度的升高（游离SO3%增加）而增大。如表1-2所示：

表1-2 各种浓度硫酸的A、B常数值

H2SO4% A B

20 8.922 2268

40 8.844 2299

60 8.841 2458

80 9.293 3040

90 9.255 3390

98.3 9.780 4211

100 9.805 3914

1.5硫酸几种不同的生产工艺 1.5.1以硫磺为原料

进口硫磺可充分利用世界硫资源，以补充我国硫资源的不足，其前提是世

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界上要有多余的硫磺供应。硫磺进口量的多少受多种因素影响，但硫的供应总量和需求总量基本上平缓地上升，即使年我国进口硫磺达占世界硫磺贸易量的，也未出现总体上生产和供应小于需求的态势。上述资料可能有局限性，不够全面，但可看出在世界范围某些地区的变化和世界总量的变化是有区别的。拿我国的情况看，年硫铁矿制酸，硫磺制酸仅几十万吨年矿制酸减少到，硫磺制酸升至其中矿制酸改为硫磺制酸的量净增加了世界硫的消费，而其余增加的硫磺制酸大部分用于增产磷肥，并且主要是以产抵进，这样就减少了国外磷肥的生产，即减少了国外硫的消费量。所以，我国使世界硫磺消费净增加量实际低于进口硫磺的增加量[14]。

总体上世界硫磺供应略有富余，但年以来世界硫磺的价格逐渐抬高，目前硫磺生产主要地区是美国、加拿大、中东、前苏联，世界硫磺贸易最大进口国是中国占最大出口地区是加拿大和中东总和。硫磺贸易中所占份额最大的是加拿大、中东出口方和中国进口方，因中东不稳定的局势和费用上涨，加拿大随之涨价的可能性也是存在的，受影响最大的是我国。目前的高价位应该能促使我国硫磺制酸增长的势头下降。 1.5.2以硫铁矿含伴生硫铁矿为原料

硫铁矿是我国的自有资源，从我国这个人口，大国的安全和经济发展考虑，保持一定规模的硫铁矿采选能力和硫铁矿制酸能力是需要的。同时，从我国硫铁矿资源状况上考虑又应该节约使用，恰当地利用国外的硫资源。我国已是国际市场中重要的一员，因而特别需要研究和把握好国际市场，为硫酸的长期发展争取有利条件，硫铁矿制酸可以起到重要的调节、平衡作用。如果将硫铁矿制酸改为硫磺制酸，将净增加世界硫磺的消费需求，维持现有硫铁矿原料能力并稳步增长不但对国家经济安全有利，而且可以稳定世界硫磺市场，反过来对我国进口硫磺有利，总体上对我国硫酸工业的长期发展有利。稳定和发展硫铁矿制酸要重视发展硫铁矿矿源和发展硫铁矿制酸生产装置。发展硫铁矿矿源包括后备资源的勘探、资源开发利用的规划和评价、资源合理利用的研究、技术开发、矿山建设、提高生产能力和技术水平等。发展硫铁矿制酸生产装置包括工艺技术和装备水平的提高、减少环境污染、解决矿渣的综合利用、大型化等[15]。要本着节约资源的观点，矿山和硫酸厂都要考虑在充分利用中、高品位矿的同时如何利用好低品位矿，提高资源的综合利用率。

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1.5.3冶炼烟气和其它原料

冶炼烟气主要是有色金属硫化矿物冶炼时产生的含二氧化硫烟气，冶炼烟气制酸实际是冶炼厂的副产品，是随着冶金工业的发展而发展。我国冶炼烟气制酸发展迅速，已形成较大的生产能力，其硫酸产量占全国总产量的左右。石膏、磷石膏是我国硫酸原料潜在的硫资源，目前已有口以上的工业生产能力[16]，但近期大规模发展的条件还不够成熟。我国煤炭中所含的硫也是潜在的硫资源，目前燃煤烟气脱硫主要采用抛弃法，回收这部分硫的开发研究和工业化应该加紧进行。

1.6低浓度二氧化硫气体的处理

德国鲁奇公司80年发的物理吸收法吸收二氧化硫的工艺，经过改进已在液体二氧化硫的生产中使用,这种方法使用Selexol 溶液(聚乙二醇二甲醚) 作为吸收剂。美国孟山都环境化学公司开发了使用DBBP(丁基膦酸二丁酯) 作吸收剂的方法。DBBP选择性吸收剂对二氧化硫的吸收容量大且解吸温度低，蒸气压力和粘度都较低，腐蚀性小，而且是一种阻燃剂[17]。丹麦托普索公司开发的湿法硫酸工艺成功地用于从有色金属冶炼废气中回收二氧化硫，这种工艺不使用吸收剂或化学药剂，不产生废水和废渣，特别适用于处理二氧化硫浓度低于5%的气体(也可用于处理SO2浓度高的气体)，二氧化硫的转化率可达99.3%～99.5%，生成的三氧化硫与气体中的水蒸汽结合为硫酸蒸汽，并在WSA冷凝塔中冷凝成酸，产品硫酸浓度可达98%。

美国孟山都环境化学公司与Calgon Carbon公司合作开发了Centaur工艺，采用活性炭将二氧化硫吸附氧化生成三氧化硫并与水结合成硫酸。然后用水将硫酸从活性炭上洗涤下来，成为稀硫酸。这种方法与德国鲁奇公司过去开发的Sulfacid工艺相似，但Centaur活性炭的催化活性比其它活性炭高一倍。该法具有设备少、热能利用好、二氧化硫排放量低等特点。对于硫磺制酸装置，产生的稀硫酸可以代替补充水加入吸收系统；对于有色金属冶炼厂，稀硫酸可用于矿石的浸提。这种方法甚至可以与一转一吸流程合并使用，取代两转两吸工艺。与两转两吸比较，一转一吸加Centaur尾气处理工艺具有二氧化硫排放数量少，使用设备少、造价低、压力降小、热量回收率高及可以避免开、停车时造成环境污染等特点。这种方法的缺点是产生的硫酸浓度低，尾气中含有水蒸汽，会形成烟羽[18]。

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1.7硫酸污水处理

硫酸生产过程中含有SO3、H2SO4、As、Hg、悬浮物等有毒害物质。我们必须加入一定量的Ca(OH)2、FeSO4 、PAM等净水药剂来净化污水。流程见图1-1：

图1-1 污水处理流程

1.8二氧化硫尾气

《大气污染物综合排放国家标准(GB16297—1996)限定二氧化硫最高允许排放质量浓度为960mg/m3。受二氧化硫平衡转化率的，无论是以硫磺还是硫铁矿和冶炼烟气为原料，尾气中必定含有一定量的二氧化硫。硫磺制酸工艺过程比较简单，操作条件与设计条件较为吻合，进转化工序的二氧化硫浓度和氧硫比较为稳定，采用两转两吸工艺制酸尾气较容易达标排放[19]。

2 工艺流程

工艺上一般采用快速熔硫、液硫机械过滤、机械雾化焚硫技术，较多地采用“ 3 + 2 ”两转两吸工艺，并采用中压锅炉和省煤器回收焚硫和转化工序的废热，产生中压过热蒸汽。将澄清的熔融硫送入焚硫炉与空气雾化后于炉内焚化，产生高温二氧化硫炉气，经余热锅炉使炉气温度降至650～680℃，进入转化器，本设计采用一次转化通过一、二、三段触媒，二次转化通过四、五次触媒。换热方式一次转化采用外部换热，二次转化的四、五段间采用空气冷激。 2.1快速熔硫与液硫过滤工段

熔硫工序一般采用快速熔硫和液硫机械过滤工艺，其中关键设备一是快速熔硫槽，二是液硫过滤器。

固体硫磺经熔融，滤去固体杂质后，存于熔硫槽，维持熔硫温度在130~145℃

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之间，熔硫贮槽的空间温度在115℃以上。由泵将熔硫打入硫磺雾化喷嘴，与经过干燥的空气混合而入炉燃烧。燃烧的空气是由鼓风机送入硫酸干燥塔，使水分含量降低到0.1g/m3以下，再经过除沫后送至焚硫炉和转化器。近年来为了节能，新设计的焚硫系统把鼓风机改设在干燥塔之后，使每吨酸能耗可降低10%左右。

在焚硫炉产生的炉气，温度在800～1000℃，SO2浓度在12%左右，经废热锅炉冷却到430℃左右，进入炉气过滤器，滤去杂质后与空气混合，使温度和SO2浓度都达到合适范围后进入转化塔[12]。为了防止杂质在过滤槽内沉降，在过滤槽内增设了搅拌器，这样几乎所有固体杂质都可在液硫过滤器内除去，从而大大减轻了过滤槽的清理难度并延长了清理周期。对于采用机械过滤工艺的装，在熔硫槽后再设自然沉降槽的意义不大，一是因为沉降时间短，大部分的固体杂质还是要带人过滤槽内并在液硫过滤器中除去二是增加了土建、设备和厂房的投资三是流程加长，操作程序增多，运行费用增加。出熔硫槽的液体硫成直接进人过滤槽，由过滤泵送人叶片式液硫过滤器过滤。为了防止停泵时液硫过滤器出口管道内的液硫返流人液硫过滤器，破坏过滤器内的滤饼，同时也为了操作工人的安全，过滤后的液硫最好不要直接送人液硫储雄，而是先流人一低位中间槽，再由液硫泵送人液硫储旅储存。如果熔硫槽为多台，也可将过滤槽分为两台就近布置，以增加整个熔硫装置操作的灵活性。为节约用地，过滤槽、助滤槽和中间槽可以采用方形平底结构，并设计成一个整体，将叶片式过滤器布置在平台上，下部留有足够空间，以方便出渣和液硫排放。 2.2转化工段

转化一般采用进口催化剂、“3 + 1”两次转化工艺、“Ⅰ-Ⅱ”换热流程。也有个别装里采用国产催化剂、“3 + 2”两次转化工艺。总转化率均要求达到99.8%以上，一些装置要求转化率达到99.83%以上，放空尾气中SO2含量低于700mg/ m3。由于要求较高的转化率，一般催化剂的装填盆较大。转化工序流程如图2-1：

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1 —一段省煤器;2 —五段省煤器;3 ,7 —省煤器;4 —转化器;

5 —第二换热器;6 —第三换热器;8 —焦炭过滤器

图2-1 转化工序流程图

2.2.1二氧化硫转化反应的基本原理

二氧化硫转化反应的方程式

2SO2O22SO3Q

从上述反应方程式可以看出SO2转化反应的特点，这个反应为可逆、体积缩小、放热的反应[13]。了解到这些特点我们可以确定一些具体的数学模型。

平衡转化率：根据定义可以用下式表示：

PSO3TXT= (2-1)

PSO2TPSO3T反应平衡常数

PSO3TKp= (2-2)

PSO3TPO2T将（2-1）和（2-2）合并，便可以得到平衡转化率与平衡常数的关系式。

XT=KpPSO2TPO2T

PSO2TKpPSO2TPSO2T =KpKp1PO2T (2-3)

为了便于计算，我们把氧的平衡分压PO2换成SO2和氧的起始浓度。

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氧的平衡分压：

P（OT）=

2b0.5aXTp (2-4)

1000.5aXT

将(4)式代入(3)则可得，

XT=Kp

1000.5aXTKpP(b0.5aXT)若要计算XT,我们可以用试差法求解。 式中： P（SO2T）—— 二氧化硫的平衡分压； P（SO3T）——三氧化硫的平衡分压； P（OT）——氧气的平衡分压；

2 XT ——平衡转化率（%）； Kp ——反应平衡常数；

a ——二氧化硫的起始浓度（体积%）； b —— 氧的起始浓度（%）； P ——气体总压力（大气压atm）。

2.2.2二氧化硫转化三氧化硫工艺操作条件选择和选定理由

前面我们对硫酸工艺已有所了解，但各种操作有其自身的因素而定。转化工艺的操作条件主要有三个：转化反应的温度、转化反应的进气浓度以及转化器的通气量[20]。这就是转化操作的“三要素”，下面我们分述各个条件的选择理由。

（1）转化反应的温度 1）转化反应的温升情况

转化反应过程中放出的热量，使气体温度升高，它与气体中二氧化硫含量有关。每段转化后气体温度升高情况可以用下式计算：

t＝t0+λ(XT-X0)

式中：t——出触媒层的气体温度，℃； t0——进触媒层的气体温度，℃； XT——出触媒层的转化率； X0——进触媒层的转化率；

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λ——绝热系数，由转化反应过程中初始反应的气体浓度决定的，相当于转化率从0增加到100%的气体温度升高的度数。

λ＝10.2a/Cv

式中：a——SO2的初始浓度，%；

Cv——平均温度下与转化率 XT＝0.5时的气体平均热容量，卡/米

3

·℃。

采用平均温度为500℃，转化率为50%时，计算的二氧化硫浓度与λ值的关

系如表2-1所示：

表2-1 二氧化硫浓度与λ值的关系

SO2浓度 % 2 3 4 5

λ 59 88 117 145

SO2浓度 % 6 7 8 9

λ 173 200 226 252

SO2浓度 % 10 11 12 13

λ 278 303 328 506

把λ值代入即可计算出一定的二氧化硫浓度和一定的转化率下，绝热反应过程中它温度升高值。

二氧化硫气体的反应热，即没有移走，也没有损失，全部用于加热触媒和反应气体本身。这个过程称为绝热反应过程。气体的温度升高，所列数据值叫绝热温升值。知道这些值可以帮我们判断转化率和温度的数值是否正确。

我们知道了已知温差如何求转化率的方法。反过来，我们知道转化率就可以求出温差。运用这种方法，在一段出口温度不准超过600℃情况下，不同二氧化硫的进气

浓度，以平衡时的转化率算出一段进口的最高允许温度见列表2-2：

表2-2 不同二氧化硫浓度下转化器一段进口的最高允许温度

进气浓度SO2% 5 6 7 7.5 8 9 10

一段进口最高允许温度℃ 499 470 453 445 441 428 421

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2)转化反应的最适宜温度

根据前面我们所述的转化反应和触媒的特性，选择转化操作的温度，应考虑以下几个要求：

a.要保证能获得较高的转化率。

b.要保证在较快的反应速度下进行转化，以尽量减少触媒用量，或在一定量的触媒下能获得最大的生产能力。

c.要保证转化温度控制在触媒的活性温度范围之内，即应该将转化反应温度控制在触媒的起燃温度之上，耐热极限温度之下。

平衡转化率与反应速度对温度的关系是矛盾的，所以必须根据较高的转化率，又要有较快的反应速度的两全齐美的原则来选择一个最适宜的操作温度。对于一定组分的进层都有一定的温度使反应速率最快，这个温度条件称为最适宜温度。这个温度可以用下式来计算：

T适=

4095XT4.937lgb0.5aXT(1XT)1000.5aXT

式中： XT——转化率，%；

a—— 二氧化硫的浓度，% ； b—— 氧的浓度，%。

我们如果把在某一种进气成分下的转化率与温度的关系作成图线，可看出平衡转化率与温度，转化率与最适宜温度以及平衡转化率与转化率的关系。现在我们可以看一下进气组分在某种触媒下温度与转化率的关系图，如图2-2：

10.9转化率，x0.80.70.60.50.4400440480520温度，℃5606000

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图2-2 温度转化率图

从图中看出，平衡温度较适宜温度高。但在温度越高低平衡转化率和实际转化率差数愈小，这主要是因为高温下的反应速度较低温时快，靠*衡时反应速度变慢直到平衡时速度等于零。我们要在较低的温度下以较高的反应速度进行，同时有较高的转化率。这就要求我们在反应时移走能量。

（2）转化反应的进气浓度

进入转化器的二氧化硫浓度是控制转化操作中最重要的条件之一，它的波动将引起温度、转化率和系统生产能力的变化。下面着重介绍几个问题的影响：

1).进气中二氧化硫浓度与温度的关系：这个问题我们已在选择温度时作了解释，这里作图以便更清楚地了解其相互关系。如图2-3：

图2-3 不同二氧化硫浓度下转化率每变化1%温度升高的关系

2).进气中二氧化硫浓度与转化率的关系：从表2-3中我们可以看出，通过第一次吸收在气体中除去了SO3，氧硫比值大大提高，突破了原来的平衡关系，使转化率达到99%以上。

表2-3 各段炉气SO2/O2比值同转化率的关系

项目

进

转化率% 气 体

SO2 O2 SO3

9 8.6 -

60

3.7 6.05 5.55 一次转化 出

出 80 1.87 5.18 7.46

2.02 5. 微 进

96

0.405 5.24 1.63 二次转化 出

出 99.5 0.011 4.67 1.99

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组 成

O2 /SO2 O2 /SO2 + SO3 N2

0.955 0.955

1.63 0.655

2.77 0.555

2.78 2.78

12.8 2.57

4.44 2.33

82.4 84.7 85.6 92.5 92.8 93.4

3).进气的SO2浓度同生产能力的关系：在一定的范围内，提高二氧化硫浓度，硫酸产量会增加，但转化率会下降。进气的SO2浓度同生产能力的关系见表2-4：

表2-4 进气的SO2浓度与产酸量转化率之间的关系

二氧化硫浓度% 7.0 7.5 8.0 8.5 9.0

产酸量的增加%

0 6.3 11.8 16.7 20.0

总转化率%

97.0 96.1 94.9 93.3 90.5

4).进气中SO2浓度的适宜范围：在生产中控制的SO2的指标，除应考虑上述几个关系外，还要考虑环境保护和排放标准，另外还要考虑生产系统的可能性，触媒用量，设备的费用。因此控制二氧化硫浓度指标是一个极其重要的综合性的技术。

对SO2进气浓度的选择，我们应综合考虑。我根据硫酸的原料来源等情况选择二氧化硫的进气浓度为9%。下面介绍我的选择理由，主要从二氧化硫转化率角度考虑。

a.二氧化硫浓度同生产能力的影响：二氧化硫浓度低能加快反应速度，但用的原料气增加，生产能力受鼓风机的影响也会下降。浓度过高也会如此。

b.二氧化硫浓度对生产经费的影响：当a=8.5～9%时生产经费最底。但二氧化硫浓度在1%内变动对生产经费并无多大的影响。

c. 最终转化率同相对成本的关系：我们用硫磺制得二氧化硫最终转化率

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97.5～98%时，生产成本较低，有尾气回收装置，转化率可以减小到96～96.5%。

表2-5 原料气组成不变(a=0.09)时优化结果

ti-1 431.5 531.5 501 461 451

ti 588 5 519 472.5 4.6

xi 0.735 0.809 0.3 0.947 0.963

根据以上情况和理由，我确定工艺流程操作参数二氧化硫浓度为9.0%，氧气浓度为8.6%，最终转化率99.5%左右。

（3）转化器的通气量

通气量主要由硫酸的产量来决定的，其他还有阻层阻力、吸收率等因素的影响，我们可以由公式计算而得：

V标= G酸×22.4/(98·XT·η吸·C进) V实=V标273t10000 27310000H出式中： V标 ——标准状况下的通气量，m3/h； V实 —— 实际情况下的通气量，m3/h； G酸 —— 硫酸产量，kg/h； XT ——转化率，取0.995； η吸 —— 吸收率，取0.99975； C进—— SO2进气浓度，0.09； H出—— 鼓风机转化段出口负压，Pa； t —— 实际平均温度，℃。 2.2.3工艺参数确定

前面我们已对二氧化硫转化三氧化硫的各段参数定了一个范围，但是原料气组成，催化剂使用情况，换热器换热条件，系统状况发生变化或生产过程中出现其他变动使用设计所确定的操作参数或依靠经验改变操作参数都比较盲目。这就要求使整个系统始终处于最优操作状态下优化操作问题。

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在优化操作时，首先建立模拟真实过程的数学模型，利用现场操作数据，对实际操作状况做出评价，然后在评估基础上以实际换热条件作为约束，使用复合型优化方法，以产量作为优化目标，寻求能使现存系统操作最优的各主要操作系数。当然这项工作应该是经常性的，这样才能使反应系统始终处于最优的操作状态。

二氧化硫催化氧化生成三氧化硫为放热反应且可逆，所以我们选定经验动力学

方程式 如下：

k11xaxx2 (2-5) R=b1ax2a10.2x2Kp21xb2对于国产S101型催化剂，当t＜470℃或x＞0.60时，k1=e470℃且x＞0.6时，我们取k1=e2532.2273e11015273e。当t＜

。

内扩散对宏观动力学的影响，可用内扩散效率因子表示

ξ=3Dt/400x0.01 （2-6） 0.3(31.5x)1x式中：D为SO2或SO3气体的相扩散系数，一般为0.44cm2/s。 实际反应速率为R·ξ,因此各段反应床层的空时为：

τi= ixx·dx/(R·ξ) (2-7)

i1各床层按绝热过程处理

ti=ti-1+λ(xixi-1) (2-8) 以上式中： xi-1、xi——i段进、出气转化率； ti-1、ti ——i段进、出气温度，℃； a、b ——原料气中SO2、SO3的组成； k1 ——反应速率常数； kp——反应平衡常数； R——反应速率，kmol/m3·s； D——SO2的有效扩散系数，cm2/s；

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ξ——内扩散效率因子； λ——床层绝热温升； τi——i段床层的空时，s。

对实际过程进行评价时，首先采用各段进出气温度及各段转化率等现场操作参数，由式（2-8）确定存在热损失及其他少量副作用反应时的实际温升λ若仍按绝热过程考虑，可称其为虚拟的绝热温升，将其带入式（2-8），可客观地求出实际反应过程中各段反应温度随转化率的变化关系。如果热损失为5%，此时绝热模拟温升值应比正常值低5%。由于各段的热损失不同及副反应的存在情况下不同，然后利用（式2-7），在计算机上数值积分可得到各段反应床层的实际空时。在处理总气量基本不变的情况下，也就相当于求出各段床层填充的催化剂体积。比较各段床层填充的催化剂体积，即可看出各段填充的催化剂中还有多少是有效的。

由于整个反应系统总阻力基本保持不变，故反应系统总处理气量可认为是定值。这时若一段与二段之间的冷激气占总气量y份，则一段气量为1y份，一段催化剂有效体积应为V1=τ1(1y)V0。其他各段不用冷激气，Vi=ViV0 这样在调整操作条件时，y值变化情况存在比较性。

操作参数在小范围内调整，可以为在使用上述模型时对下面几个问题没有影响，流动系统决定的总处理量，各段床层的热损失，各段床层中副反应的存在情况及各换热情况等。这些问题可以看成与调整参数前相似，这样就可以将一定总处理气量下的最终转化率与原料气中二氧化硫含量乘积作为优化目标，将各段进气温度作为优化参数，使用上述模拟真实过程的数学模型，同样使用式（2-8）及式（2-7），计算各段有效催化剂 能够实现的任务。得到调整后的操作参数的最终转化率。一段从ti-1、xi-1出发，对式（2-7）进行数值积分，直到空时达到τi=Vi/(V0·(1y))为止。V取决于ti及ti-1。其它各段数值积分到τi=Vi/V0为止。因为式（2-5）中反应速率是以正反应速率的形式表示的。在调整操作参数时，反应速率以正值迅速下降至负值的方式，接近甚至超越平衡的，故在此时数值积分求取的τi的迭加值会越来越小，而永远达不到各段有效催化剂空时，因此在数值积分时，反应速率出现负值时，就立即终止此段的计算是十分必要的。因此实际过程中反应只要能越来越慢地接*衡，而不会超越它。

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2.3吸收工段

大多硫酸厂是使用硫酸来吸收转化后气体中的三氧化硫。三氧化硫被吸收后与其中的水化合成硫酸，其反应式如下：

nSO3+H2OH2SO4+(n-1)SO3+247J

由此反应可知，随着SO3与水量比例的变化，可以生成各种浓度的硫酸。若使n＞1，生成发烟硫酸；n＝1，生成无水硫酸；n＜1，则生成含水硫酸。

硫酸吸收SO3气体的过程大体按下述五个步骤进行： （1）气体中的三氧化硫从气相主体中向界面扩散； （2）穿过界面的三氧化硫在液相中向反应区扩散；

（3）与三氧化硫起反应的水分，在液相主体中向反应区扩散； （4）三氧化硫和水在反应区进行化学反应； （5）生成的硫酸向液相主体扩散。

事实上气体中的三氧化硫不可能百分之百被吸收，只吸收气体中超过与硫酸相平衡的那一部分三氧化硫，超过的越多，吸收过程的推动力越大，吸收速度就越快。一般把被吸收的三氧化硫数量和原来气体中三氧化硫的总数量之百分比称为吸收率。

η＝(ab)/a·100%

式中，η — 吸收率，%；

a — 进吸收装置的三氧化硫数量，mol； b — 出吸收装置的三氧化硫数量，mol。

在实际生产过程中，一般用循环酸来吸收三氧化硫，吸收酸的浓度在循环过程中增加，需用稀酸或水稀释。与此同时取出循环酸作为产品酸。对浓硫酸而言，选择98.3%的浓硫酸作为吸收酸时，尽可能使气相中SO3的吸收率达到最完全的程度。浓度过高、过低均不适宜。吸收酸的浓度低于98.3%H2SO4时，酸液面上的SO3的平衡分压较低，当气体中SO3分子向酸液表面蒸发并扩散到气相主体中与水分子相遇，形成硫酸蒸气，然后在空间冷凝产生细小的硫酸溶滴。溶滴酸雾很难完全分离，通常随尾气带走或排入大气。吸收酸的浓度越低，温度越高，酸液表面上蒸发出的水蒸气量越多。酸雾形成量越大，SO3将主要以酸雾形式而损失。吸收酸的浓度高于98.3%时，液面上水蒸气平衡分压接近于零，

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而SO3的平衡分压较高。吸收酸浓度越大，温度越高，SO3平衡分压越大，气相中的SO3不能完全吸收，使吸收塔排出气体中的SO3含量增加，随后在大气中形成酸雾。

此外，吸收酸温度不能过高，若过高，酸溶液加剧蒸发，使液面上的总压明显增加，从而降低了吸收率。转化后的气体温度也应低一点好，否则易形成酸雾。转化器一般控制在120℃左右，而酸温一般控制在60～70℃。 2.3.1吸收流程配置的方式

浓硫酸吸收三氧化硫气体一般在塔设备中进行。吸收三氧化硫是放热过程，随着吸收过程的进行，吸收酸的温度也随着升高。为使循环酸的温度保持一定，必须使之通过冷却设备，以除去在吸收过程中增加的热量。每个吸收塔除应有自己的循环酸贮槽外，还应有输送酸的泵（酸泵）。因此，吸收工序的设备应有吸收塔、酸槽、泵和冷却器组成。 2.3.2吸收工段的流程

转化气依次通过浓硫酸吸收塔，用98.3%H2SO4浓硫酸吸收SO3后，气相中SO3含量为0.021%～0.4%。然后由浓硫酸的吸收塔出口引至尾气处理部分或直接经过捕沫后放空。各塔喷淋用硫酸均由塔的上部进入，经过喷淋装置均匀分布在塔截面上，与来自塔下部的转化气逆流接触。吸收SO3的硫酸从塔底引出时，其浓度可以提高了。为维持入塔喷淋酸浓度的稳定，可在干燥塔和吸收塔之间进行串酸，必要时加入补充水。 2.3.3吸收工段主要工艺指标分析

吸收塔的操作气速问题：填料塔的空塔气流速度设计通常取0.6～0.7m/s。但填料塔是一种比较稳定适应操作气体气速范围较大的设备，而且由于设计所用塔内填料面积是富裕的，所以塔的负荷可以有较大的波动而不致于影响干燥指标。实际生产中由于增产需要，空塔气速可提高到0.7～1.0m/s。

循环酸酸温的影响：硫酸对设备的腐蚀能力与硫酸的温度、浓度有很大的关系。在干吸工段所选用的酸泵大多数是国内生产的铸铁或不锈钢泵。这些材料的耐蚀性能在很大程度上取决于酸温的高低。酸泵的使用寿命的影响因素有：一是硫酸对酸泵金属材料的腐蚀，二是硫酸粘度对酸泵运转的关系，而这两个关系与酸温有直接的影响和联系。

干燥酸温在45℃左右，而吸收温度可以在45～48℃。总之，硫酸的酸温升

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高会使硫酸的腐蚀能力增强，还会使硫酸的粘度下降，造成酸泵润滑不良，因此控制干吸工序循环槽内的酸温在40℃以下，对酸泵的使用寿命有很重要的影响。

炉气的入塔气温：炉气入塔气温低的情况下吸收效果一般是较差的。尾气中常带有酸雾，但入塔气温高也带来一些问题，大量显热带入塔内，使出塔酸温过高，大大加剧了酸管道的腐蚀，同时也增加了浓酸冷却的负荷，使淋酸温度过高，也影响吸收率，一般控制在140℃～160℃之间。 2.4废热回收工艺

为了充分利用液硫燃烧热和转化反应热生产3.82MPa、450℃ 中压过热蒸汽，在焚硫炉出口设置火管式废热锅炉生产中压饱和蒸汽，在转化器第一段出口设置一台高温过热器，在转化器第三段之后、气体进第一吸收塔前设置省煤器，在转化器四段后设置低温过热器和省煤器。对于两次转化工艺，一般在第四段出口增设一台中温过热器。

废热回收的汽水系统流程简述如下：

温度约104℃的合格的锅炉给水，经热管省煤器（Ⅰ、Ⅱ），加热到约250℃直接送人中压废热锅炉的汽包。炉水从汽包引出，沿下降管流人锅壳，经锅壳中的列管加热后产生汽水混合物，再由锅壳顶部上升管送回汽包，经汽水分离后的炉水继续循环，饱和蒸汽则从汽包顶部引出，先后经低温过热器和高温过热器加热到450℃后送往用户。

通常通过喷水调节高温过热器出口过热蒸汽温度，转化器二段炉气进口温度通过炉气副线来调节。其实高、低温过热器可设蒸汽旁通管，进二段的炉气温度由高温过热器蒸汽旁通阀自动调节，而高温过热器出口过热蒸汽温度由低温过热器蒸汽旁通调节阀自动调节。这样，高温过热器就可不设炉气旁通管和旁通调节阀，同时正常运行时蒸汽系统无需喷水。不喷水可以保证蒸汽品质和高温过热器管内不结垢，从而保证高温过热器的长期换热效果及使用寿命。对于配套透平鼓风机和汽轮发电机组的装置，不喷水也可保证蒸汽透平和汽轮机不结垢，因而保证其长期运行效率。 2.5关于低温位热能回收工艺

大多数硫酸厂的SO3吸收反应热由冷却水带走而损失掉，少数硫酸厂用于加热锅炉给水、工业用水、生活用水。以热水形式回收这部分热量在技术上是

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成熟的，只是由于热水的用途非常有限，所以难以普及。

低温位热能回收技术在国际上已开发应用多年。美国孟莫克公司开发的热回收系统HRS（Heat Recovery System）由具有两段填料层的热回收塔、酸槽与循环泵、釜式锅炉、酸稀释器及锅炉给水预热器等组成。将热回收塔作为两转两吸流程的第一吸收塔，塔底部流出的（H2SO4）99.5%~99.9%、温度200~220℃(视锅炉压力而定)的硫酸经换热稀释，将（H2SO4）控制在99.0%后回流至热回收塔下部第二段。从最终吸收塔循环系统引来的（H2SO4）98.5%、温度约80℃的硫酸进人热回收塔上部第一段，以确保较高的吸收率。

为了严格控制进人热回收塔的酸浓度，采用新型无电极环形电导分析仪。为了及时发现可能出现的锅炉泄漏，在锅炉上装有声波测漏仪。另外安装了腐蚀监测仪，以测量酸循环系统中不锈钢试件电化学腐蚀产生的电流。

采用HRS技术需引进技术和关键设备，因而建设投资较高，通过采用与外商合作的办法，部分HRS设备由外商提供技术在国内制造，可以节省不少投资。就我国目前的技术水平和制造水平，开发我国自己的HRS技术的时机已经成熟。采用低温位热回收技术产生低压蒸汽，而低压蒸汽正是磷复肥生产所需要的。采用HRS技术， 每生产1t硫酸可回收约0.5t低压蒸汽，并相应减少70%左右的干吸部分循环水量，从而相应减少循环水站的投资费用和运行费用。

在超大型硫磺制酸装置布置时最好考虑预留HRS的位置，待条件成熟后，再进行技术改造[21]。可以将第一吸收塔用作热回收塔的一部分，仍用（H2SO4）98%硫酸喷淋，以确保较高的吸收率，后建的热回收塔只建高温吸收部分。

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3 物料衡算

3.1 设计要求：

设计规模：硫磺制酸20万t/a；

生产过程中：硫磺中的含硫尾气以SO2的形式排出；

吸收要求：《大气污染物综合排放国家标准》( GB 16297 —1996) 限定二氧化硫最高允许排放质量浓度为960mg/ m3，吸收率≥99.95%。 3.2物料衡算

3.2.1硫磺焚烧的物料衡算

本设计的硫酸产量为每年98.8%的H2SO4200000t，则H2SO4的产量为： Y=年产量（t）×1000/（生产日×24）=200000×98.8%×1000/（300×24）=27444.45kg/h

取一小时为基准

根据关系式：S→H2SO4；

可得S的量为27444.45kg→61.45kg；

硫磺的含硫量为96%，则需要硫磺的量为9334.84kg。 3.2.2转化器物料衡算

在工艺参数确定中我们已确定了各段的物料含量和温度数据并已对其优化。现在通过这些数据计算各段物料组成[22]。 （1）标准通气量

本设计的硫酸产量为每年98.8%的H2SO4200000t 则产酸量为Y20000098.8%1000年产量（t）1000==27444.45 kg/h

30024生产日24进转化工序a=0.09 ,b=0.086，总转化率x=0.995，吸收率η=0.99975, 进转化器标准气量以1小时为基准

V标 = Y×22.4/(98·x·η吸·a)

= 69711.932m3标= 3112.20kmol

进入转化器一段炉气温度为680℃，压力为负压10kPa。

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V实=V标炉气成分:

273t100000=270398.18m3=12071.35kmol 273100000H出 SO2=V标×a=280.10kmol=17926.27kg O2=V标×b=267.65kmol=85.77kg N2=3112.20280.10267.65=25.45kmol 以实际生产经验，一般冷激炉气为总量的16%左右。 计算得炉气分配表，见表3-1

表3-1炉气的分配比

气体 SO2 O2 N2 合计

进转化器一段炉气/kmol

280.10 267.65 25.45 3112.20

冷激炉气/kmol

44.82 42.82 410.31 497.95

（2）物料衡算

本设计选用两转两吸流程，转化阶段共分五段，其中第一次转化过程有三段，第二次转化有两段。进转化器SO2浓度为9%，O2浓度为8.6%，N2浓度为82.4%。一段转化率为60%，二段转化率为80%，三段转化率为96%，四段转化率为99.2%，五段转化率为99.5%。

第一次转化:a.转化器一段出口气量

转化率为0.60

SO2 280.10×(10.6)=112.04kmol SO3 280.10×0.6=168.06kmol O2 267.65168.06/2=183.62kmol N2 25.45kmol b.转化器二段出口气量 转化率达0.80

SO2 280.10×(10.80)=56.02kmol

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SO3 280.10×0.80=224.08kmol O2 267224.08/2=155.61kmol N2 25.45kmol c.转化器三段出口气量 转化率为0.96

SO2 280.10×(10.96)=11.20kmol SO3 280.10×0.96=268.90kmol O2 267.65268.90/2=133.20kmol N2 25.45kmol

第一次SO3吸收率为99%,进入第二次转化:

d.转化器四段出口气量 转化率达0.992

SO2 280.10×(10.992)=2.24kmol

SO3 280.10×0.992-(268.90×99%)=11.65kmol O2 267.65280.10×0.992/2=128.72kmol N2 25.45kmol e.转化器五段出口气量 转化率达0.995

SO2 280.10×(10.995)=1.40kmol

SO3 280.10×0.995-(268.90×99%)=12.39kmol O2 267.65280.10×0.995/2=128.3kmol N2 25.45kmol

第二次吸收，二次吸收的总吸收率为99.975%。 出口气体成分如表3-2：

表3-2出口气的分配比

气体 气量/kmol 百分比％

SO2 1.40 0.0520

SO3 12.39 0.458

O2 128.3 4.740

N2 25.45 94.750

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3.3热量衡算 3.3.1热量衡算的目的

热量衡算的主要目的是为了确定设备的热负荷，根据设备热负荷的大小、所处理物料的性质及工艺要求在选择传热面积的型式、计算传热面积、确定设备的主要工艺尺寸。 3.3.2热量衡算依据

热量衡算的主要依据是能量守恒定律，以车间物料衡算的结果为基础进行的，所以车间物料衡算表是进行车间热量衡算的首要条件。 3.3.3各物质热力学参数[23]（标况下）

表3-3 物质的热力学参数

温度 K 298 298 298 298 298 298

物质

cHm

fHm

fGm

Sm Cpm

KJ/mol

6.657 8.680 8.670

KJ/mol

277.17 -296.8 -395.7 0 0 -285.83

KJ/mol

236.7 -300.1 -371.1 -237.178

J/(molK) J/(molK)

167.829 248.2 256.8 205.152 191.609 69.91

23.7 39.9 50.7 29.4 29.1 75.291

S SO2 SO3 O2 N2 H2O

3.3.4各工段的热量衡算

CpABTCT2DT3

表3-4 物质的Cp参数一览表[7]

A 6.713 5.697 7.586 7.440

B -0.879E-6 1.600E-2 1.72E-2 -0.324E-2

C 4.170E-6 -1.185E-5 -1.3E-5 6.4E-6

D -2.4E-9 3.172E-9 5.269E-9 -2.790E-9

O2

SO2

SO3

N2

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（1）衡算数据

进入转化器时的气体物质的量： O2的物质的量为7.75Kmol； N2的物质的量为25.45Kmol。 反应完毕出转化炉各气体的物质的量： O2的物质的量为267.65 Kmol； N2的物质的量为25.45Kmol； SO2的物质的量为280.10 Kmol。 （2）计算过程

对于有传热要求的设备，其热平衡方程式为：

Q1Q2Q3Q4Q5

式中：Q1—物料带入设备的热量，kJ； Q2—过程热效应，kJ；

Q3—物料离开设备所带走的热量，kJ；

Q4—加热或冷却设备所消耗的热量，kJ；

Q5—设备向环境散失的热量，kJ。 1）快速熔硫工段

a.Q1的计算（物料带入设备的热量）

Q1nCpT（以0℃为基准）

① Cp计算

Cp的计算可以通过热熔温度关联式来计算，则所得各物质的Cp值见下表：

表3-5 物质的Cp值一览表 单位：J / (mol·K) 温度 140℃

A（O2） 6.704

B（N2） 6.997

②各物质的Q1：

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Q1A7.756.7044131031.517109J Q1B25.456.9974131037.411109J

Q1Q1AQ1B

(1.5177.411)109 8.92810J

9其中杂质的Q1忽略不计。 b.Q2的计算（过程热效应）

Q2为焚烧炉中的过程反应热，作为反应器设计时常以0℃作为基准来进行

热量衡算，在缩合反应中由副反应的发生，但发生的量少，反应热较小，故可以忽略不计，只以主反应来计算[24]。

据化学工程手册得25℃时的各物质的生成热如下表所示：

表3-6 25℃下各物质的生成焓 单位：kJ / mol 温度 25℃

A（S） 277.17

TB（O2）

0

C（SO2） -296.8

HnCpdT

T0反应式：

SO2SO2

在1400C是S的生成焓为H280.10103(14025)23.77.634108J 在1400C是SO2的生成焓为H280.10103(14025)39.91.285109J

Q2(1.2850.7634)1092.048109 J

c.Q3的计算（物料离开设备所带走的热量）

焚烧炉内反应生成二氧化硫，最终还有氧气及氮气剩余，反应为放热反应但炉内温度保持在140℃作用。

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Q3nCpT（以0℃为基准）

① Cp计算

Cp的计算可以通过热熔温度关联式来计算 则出料气体中各物质的Cp值见下表：

表3-7 物质的Cp值一览表 单位：J / (mol·K)

温度 140℃

A（O2） 6.704

B（N2） 6.997

C（SO2） 10.507

②各物质的Q3

Q3A267.651036.7044137.410108J Q3B25.451036.9974137.411109J Q3C280.1010310.5074131.215109J

Q3Q3AQ3BQ3C

(0.7417.4111.215）109

9.367109J

d.Q4Q5的计算 有热平衡方程式可得： 因为

Q1Q2Q3Q4Q5

所以

Q4Q5Q1Q2Q3

由以上数据可得

Q4Q5(8.9282.0489.367)109

1.609109J

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2）转化工段 反应式：

1SO2O2SO3

2a.Q1的计算（物料带入设备的热量）

Q1nCpT（以0℃为基准）

① Cp计算

Cp的计算可以通过热熔温度关联式来计算，则所得各物质的Cp值见下表：

表3-8物质的Cp值一览表 单位：J / (mol·K)

温度 430℃

A（O2） 6.714

B（SO2） 7.9

C（N2） 7.356

②各物质的Q1：

Q1A7.751036.7147031.263109J Q1B280.101037.97031.573109J

Q1C25.451037.3567031.3261010J

Q1Q1AQ1BQ1C (1.2631.57313.26)109J 16.096109J

其中杂质的Q1忽略不计。 b.Q2的计算（过程热效应）

Q2为转化塔中的过程反应热，作为反应器设计时常以0℃作为基准来进行

热量衡算，在缩合反应中由副反应的发生，但发生的量少，反应热较小，故可以忽略不计，只以主反应来计算。

据化学工程手册得25℃时的各物质的生成热如下表所示：

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表3-9 25℃下各物质的生成焓 单位：kJ / mol 温度 25℃

A（SO2） -296.8

TB（O2）

0

C（SO3） -395.7

HnCpdT

T0在4300C是SO2的生成焓为H268.90103(43025)39.94.345109J 在4300C是SO3的生成焓为H268.90103(43025)50.75.521109J

Q2(4.3455.521)1099.866109 J

c.Q3的计算（物料离开设备所带走的热量）

转化塔内反应生成二氧化硫，最终还有氧气及氮气剩余，反应为放热反应但塔内温度保持在140℃作用。

Q3nCpT（以0℃为基准）

① Cp计算

Cp的计算可以通过热熔温度关联式来计算 则出料气体中各物质的Cp值见下表：

表3-10 物质的Cp值一览表 单位：J / (mol·K)

温度 430℃

A（SO3） 12.152

B（O2） 6.714

C（N2） 7.356

D（SO2） 7.9

②各物质的Q3

Q3A268.9010312.1527032.297109J Q3B133.201036.7147036.287108J Q3C25.451037.3567031.3261010J Q3D11.21037.97036.29107J

Q3Q3AQ3BQ3CQ3D

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(2.2970.628713.260.0629）109

16.249109J

d.Q4Q5的计算，有热平衡方程式可得： 因为

Q1Q2Q3Q4Q5

所以

Q4Q5Q1Q2Q3

由以上数据可得

Q4Q5(16.0969.86616.249)109

9.713109J 3)吸收工段 反应式：

SO3H2OH2SO4

a.Q1的计算（物料带入设备的热量）

Q1nCpT（以0℃为基准）

① Cp计算

Cp的计算可以通过热熔温度关联式来计算，则所得各物质的Cp值见下表：

表3-11物质的Cp值一览表 单位：J / (mol·K)

温度 150℃

A（SO3） 11.874

B（O2） 6.713

C（N2） 7.004

D（SO2） 10.585

②各物质的Q1：

Q1A268.9010311.8744231.351109J Q1B133.21036.7134233.782108J

Q1C25.451037.0044237.598109J

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Q1D268.9010310.5854231.204109

Q1Q1AQ1BQ1CQ1D

(1.3510.37827.5981.204)109J 13.935109J

其中杂质的Q1忽略不计。 b.Q2的计算（过程热效应）

QnfH

Q288103(268.9012.39)2.257107 J

c.Q3的计算（物料离开设备所带走的热量）

吸收塔内反应生成二氧化硫，最终还有氧气及氮气剩余，反应为放热反应但塔内温度保持在140℃作用。

Q3nCpT（以0℃为基准）

① Cp计算

Cp的计算可以通过热熔温度关联式来计算 则出料气体中各物质的Cp值见下表：

表3-12 物质的Cp值一览表 单位：J / (mol·K)

温度 150℃

A（SO3） 11.874

B（O2） 6.713

C（N2） 7.004

D（SO2） 10.585

②各物质的Q3

Q3A12.3910311.8744236.233107J Q3B128.301036.7134233.3108J Q3C25.451037.0044237.598109J Q3D1.4010310.5854236.268106J

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Q3Q3AQ3BQ3CQ3D

(0.062330.337.5980.006268）109

8.031109J

d.Q4Q5的计算 有热平衡方程式可得： 因为

Q1Q2Q3Q4Q5

所以

Q4Q5Q1Q2Q3

由以上数据可得

Q4Q5(13.9350.022578.031)109

5.927109J

4 主要设备的设计与选型

4.1焚硫炉

由于硫磺燃烧速度快，所以炉子构造简单，现在一般多用卧式焚硫炉。使用最普遍的是喷雾焚硫炉。喷雾焚硫炉的构造，是在钢制圆筒内部衬绝热砖和耐火砖。为使硫磺和空气的接触良好在2～3个地方用耐火砖砌半圆形的挡墙。硫磺喷雾的要求是：形成易于气化的微粒、喷雾角度要大，且能均匀分散。喷

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嘴的喷和喷头部分采用L316或相当的材料。为了防止炉内高温引起的损坏和防止因受热而引起的硫磺粘度上升，喷应有蒸气夹套。

焚硫炉能力同其它工业燃烧炉一样，能力的弹性比较大，一般变动1～2.5倍。表达能力的单位，多采用每日、每立方米容积可焚烧多少吨硫磺量来表示。根据实际生产统计，一般是1m3容积的雾化焚硫炉，每日可焚烧1t左右的硫磺，即可生产3t左右的硫酸。能力高的炉子每日每立方米可焚烧2t左右的硫磺。一般规律是，小型炉子能力偏小，大型炉子能力偏大。其主要原因是雾化状况和炉内气速不一样所造成的。

雾化焚硫炉的生产能力，一般可用下式进行计算：

Q＝K·V·24／1000·q

式中： K—— 焚硫单位容积发热量，一般为116.3～232.6kW/m3·h；

q ——燃烧1kg硫磺之热效应，纯净硫磺为2.57kW/kg； V—— 焚硫炉容积，m3；

Q—— 雾化焚硫炉能力，t/(d·m3)。

4.2转化塔

转化塔是SO2实施氧化反应并保证SO2排放达标的关键设备。转化塔长期处于400~620℃高温下操作，处理含SO2、SO3腐蚀气体各段间不同的温度造成不同的热膨胀应力，而段间不允许有气体泄漏;另外还要求良好的气体分布性能以保证较高的转化率。因此，转化塔需要有既合理又可靠的结构设计和选材。

目前转化塔在结构上有两种形式积木式结构和中心筒式结构。积木式结构采用平底球冠盖立式回筒形容器，其内部自下向上由若干立柱和桩柱支撑隔板和格栅。中心筒式结构采用两个同心立式圆简，内圆筒直径较小，为中心管，既用于支撑催化剂和隔板的部分重量，又作为部分反应段的进气通道，催化剂装填在内、外两层圆筒之间。两种结构形式在大型硫磺制酸装置上都有应用，各有特点。

积木式转化塔采用立柱和桩柱支撑催化剂格栅和隔板的部分重量，在催化剂装填部位的筒体内表面衬砌粘土质隔热砖，结构简单。转化塔主材为0Cr18Ni9不锈钢，一段可布在设备底部。顶盖采用球冠形，并在外部用扁钢加强，以保证设备的强度和刚度。每层隔板均用一个密封圆弧环与壳壁焊成整体，以补偿隔板因热膨胀而产生的变形，避免层间气体串流。格栅上铺设耐热瓷球和不锈

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钢丝网后再放催化剂。SO2气体经特殊设计的分布装置由进气口进入转化器，分布更加均匀。平面型催化剂床层结构可确保反应更加均匀。设备底部为平底，由若干滑动式支座支承在土建基础上，可以有效地吸收或补偿操作状态下因高温热膨胀产生的变形，大幅降低设备的应力水平，因而设备的整体安全性和稳定性较好。

中心筒式转化塔中各段催化剂层设在用耐热瓷球找平的弧形床层板上，催化剂和瓷球之间用一层不锈钢丝网隔开。设备主材为0Cr18Ni9不锈钢，一段同样可布置在设备底部。部分段尤其是一段设计为中心筒进气方式，可使气体在各段反应床层分布均匀。转化器的各段之间用弧形隔板分隔，可以有效地吸收或补偿操作状态下因高温热膨胀产生的变形，既能保证层间气体不串流，又能降低设备的应力水平。设备底部内外圆筒分别支撑在土建基础上。但用耐热瓷球找平的弧形床层阻力不均匀，中心筒的空间利用率不高，弧形床层板及分隔板制造难度相对偏大。由于在设计理念上是采用高强度和低刚度来保证设备的整体安全性和稳定性，总体上设备强度虽高但刚度相对偏低，因而设备的整体安全性和稳定性不如积木式结构。但中心筒式转化器设备材料有所节省，一次性投资较小[25]。

转化塔的塔径可设计为1.5m，检测口可设计为1.0m，进气口可设计为0.6m，每层的高度可设计为3.0m，塔径与第一层的距离为2.5m。

在转化反应中，为了使反应接近最佳操作温度即适宜温度。我们在反应时必须降低温度，移去一部分热量，这就是我们所说的降温。通常有两种操作方法：一种恒温操作方法，这种方法会使转化器体积太大也很难使移走的热量达到要求。另一种方法即绝热操作过程，也是我们曾普遍采用的方法。

转化塔操作气体平均操作温度t

平

=440～480℃，H

出

为负10kPa，V

标

=69713.36m3/h，停留时间10秒。t取460℃，则：

V实=V标273t100000＝207976.77 m3/h 273100000H出V转=停留时间t×V/3600= 577.71m3

设转化塔高度与直径比：H/D=2.7，(D2/4) ×3.14×H=V转 D=6.48m，H=17.496m，经圆整后得D=6.5m，H=17.5m

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4.3干吸塔

高效干吸塔系统是将塔填料支承结构形式、高效塔填料、高效分酸器、高效除雾器元件与塔的尺寸、操作气速和喷淋酸的喷淋密度统一考虑，互相配合，从而形成高强度塔，达到符合工艺要求的干澡吸收效率。

干吸塔的主要结构基本上是相似的，塔体为立式圆筒形结构，碳钢内衬耐酸砖。一般采用高铝质耐酸瓷填料支承结构，有的采用大跨度、高开孔率的耐酸高铝瓷条梁，也有的采用高开孔率的瓷球拱。

干燥塔一般采用国产抽屉式金属丝网除雾器或进口网垫式除雾器。第一吸收塔酸温高、雾量大、雾粒细，为保护后面的换热设备，采用高效纤维除雾器第二吸收塔为保证尾气排放的要求也采用高效纤维除雾器。从生产使用的效果看，其除雾效率均令人满意。

酸分布器的分酸效果直接影响到空气干燥和SO3吸收的效果。国内研究开发的带阳极保护槽管式酸分布器每平方米超过40个分酸点，目前大部分大型硫酸装置干吸塔采用这种形式的分酸器。该分酸器的降酸管填埋于种阶梯环坟料之中，酸液由酸泵打人主管，再分配至各分酸槽，由槽体上各降液管流出。槽体的结构设计要保证每个槽的分酸量基本相同，并且不会产生滋流等现象。分酸器制造完成后，在制造厂内要进行水喷淋试验。采用带阳极保护的槽管式酸分布器, 虽然一次性投资较大，但酸分布点多，分酸效果好，使用寿命长，且节省了维护和维修的费用。塔底设计一般分为碟形底和平底两种方案。中石化集团南京设计院结合以上两种塔底结构的优点，并根据大型化干吸塔的特点，将干吸塔设计成具有塔底出酸优点的平底结构，即将塔底设计成为外部平底内部锥形的结构，出酸口在锥形底的最低点。这种结构同碟形底结构一样不需要大的混凝土平台，设计若干根支腿支撑整座塔重量，生产或停车时都可使塔底积酸全部排尽。为防止将塔内填料碎片带至循环槽打坏酸泵叶轮，在出酸口一般都设置防涡流装置。 4.4气体换热器

气体换热器的设计主要是解决好管板变形、设备热应力和气流分布等问题。一般采用盘环形挡板管壳式换热器，其特点是结构简单、传热系数大和压降较低，另外设备体积小，易于制造，维修方便，具有较高的性能价格比。换热器壳体采用低合金钢和碳钢制作壳程部分采用扩大型管口并加气体导流板以使气

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流分布均匀。换热器底部衬耐酸砖，防止冷凝酸腐蚀。换热管采用渗铝钢管，管子与管板采用强度焊接。上、下管箱均喷铝，以有效避免高温氧化腐蚀。换热器的壳体设置膨胀节，以吸收高温操作状态下管、壳程热膨胀差异引起的变形，降低设备内应力。设备上的人孔与工艺接管均采用焊接连接形式，以确保高温操作状态下的密封，避免在高温下材料蠕变而发生泄漏[26]。

根据国内许多厂家的实际生产经验，传热系数k值如下： 外部换热器 k=8～11，一般取k=10； 内上换热器 k=5～8，一般取k=8； 内下换热器 k=10～15，一般取k=15。

换热器外壳，由8～14mm厚的钢板卷焊而成，为防止高温氧化腐蚀，在器内壁和列管外壳喷一层厚0.2至0.3mm左右的铝，也有采用渗铝管来制作。在器底打一层50～80mm厚的耐火砖或灰绿岩酸泥。列管系无缝钢管，一般固定在下花板上，管群间设有挡板，使气流穿过管群，以提高传热效率。 热交换器的传热面积可借传热速度方程求算：

QkStm

式中：Q——传热速率，W； K——总传热系数，W/(㎡·c)；

S——与K值对应的换热器换热面积，㎡； tm——平均温差，℃。

热交换器的热负荷Q为冷流体（或热流体）单位时间内通过热交换器所获得（或失去）的热量。

Q=VCP（t1－t2）

式中： V——流体的流量，Nm3/h； CP—— 流体的比热，kcal/Nm3·℃； t1t2——出入口的温差，℃。 (1)内换热器的面积计算 1)三至四段换热面积计算

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管内外的平均温差tmt1t2 t12.31lg()t2∆t1=t1入-t冷 ∆t2=t3出-t4入

式中： t1入=431.5℃ t冷=50℃ t3出=520.3℃ t4入=461℃

tm= 170.66℃ Q34V3'Cp(t3出t4入)

V3'=69713.36-280.10×22.4×0.96/2=66701.72m3/h

Cp平均摩尔热容

Cpe1=yiCpi

i1nn Cpt1=yjCpj

j1Cpe1、Cpt1分别指在t3出、t4入时的混合气体平均热容

19877.929803.331 Cp3=(Cpe1Cpt1)=(℃ )=7.79 kcal/kmol·

21261.111261.112 =0.348kcal/Nm3·h·℃ 传热系数取k=15kcal/Nm2·h·℃

S34Q34=[0.348×66701.72×(520.3-461)]/(15×170.66)=537.71m2 Ktm2)四至五段换热面积计算

V4=(25.45+2024+11.65+128.72) ×22.4=60638.14m3/h

Cp4=0.34kcal/Nm3·h·℃

'Q45=60638.14×0.34×(476.4-451)=523671.01kcal/h

管内外平均温差

tm=131.0℃

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传热系数取k=15kcal/Nm2·h·℃

S45Q45Ktm=523671.01/(15×131.0)=9266.50 m2

(2)外换热器传热面积的计算 1) 二至三段换热面积计算

传热系数取 k=12kcal/Nm2·h·℃

Cp2=0.394kcal/Nm3·h·℃

V2'(25.45+56.02+224.08+155.61) ×22.4 =67203.58Nm3/h

管内外平均温差

tm(431.5331)(5501)77.9℃

100.52.31log63Q23V2'Cp2(t2出t3入)=1477484.15kcal/h

S23Q231580.45m2 ktm2) 第五段炉气的换热面积及换热器Ⅰ、Ⅱ，总换热器面积之和

t5出4.4℃ t5吸200℃ t冷50℃ t入331℃

tm331504.4200=266.62℃

2.42.13lg2811 V5=(1.4+12.39+128.30+25.45) ×22.4=60626.50Nm3/h 下面对200℃时炉气的平均总热容计算(五段)

传热系数取k=12kcal/Nm2·h·℃,Cp50.382kcal/Nm3·h·℃ Q5V5'Cp54.4200=51731.77kcal/h

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‘

S4.5空气鼓风机

Q5=51731.77/(12×266.62)=4.6m2 ktm空气鼓风机是硫磺制酸装置最为关键的设备，其运行的好坏直接影响到整个装里的稳定性和可靠性，是装置开车率最重要的保证。一台好的鼓风机，除了能满足工艺条件外还必须具有良好的操作稳定性和操作弹性以及长期运行的可靠性，并且其噪音要小，能耗要低。大型空气鼓风机主要有轴流式和离心式两种结构类型[27]。

轴流式鼓风机采用透平压缩原理，风机效率稍高叶片运转的线速度低于离心风机，可以减少磨蚀另外可以利用静叶角度来调节风量。但这种风机结构复杂，造价高，与其配套的土建费用高。

总升压在30~60 kPa的硫酸装置用鼓风机，国内外一般采用离心式。空气鼓风机的动力消耗占了硫酸装置动力消耗的大部分。空气鼓风机有蒸汽驱动和电驱动两种方式。蒸汽驱动是采用背压式蒸汽透平直接驱动鼓风机，汽源为硫酸装置副产的中压过热燕汽。其优点是可直接利用一部分副产中压蒸汽驱动鼓风机，所产生的低压背压蒸汽供其他生产装置使用，而其余部分中压燕汽送去发电，从而减少了硫酸装用电负荷和发电机组的负荷。虽然燕汽驱动部分的投资较电动驱动高，但总的投资费用下降了，经济上是合算的。在操作方面，采用透平驱动风机，启动扭矩大，启动、升速平稳透平和风机直连，无需齿轮增速机构，可以在较大范围内调整转速，以适应各种工艺负荷要求避免了热能转化成电能再转换成机械能过程中的能量损失可以避免采用电机驱动时启动电流过大对电网造成较大冲击。由于透平所用的蒸汽是硫酸装置自产，在装刚开车时难以自行启动空气鼓风机进行预热升温，因而开车时需要外界提供符合要求的汽源，没有汽源的企业或考虑到其他原因可专门配套电动式开车风机。 4.6循环吸泵

干吸塔循环酸泵的特点是流量大，功率大，输送的（H2SO4）98%硫酸温度高，腐蚀性强，一般都是单泵在线运行。在循环酸泵的设计选型上，应根据工艺条件及材料的耐磨耐蚀性能，本着安全、节能、长周期平稳运行的原则来确定。在工程采购中，要求制造商必须是浓硫酸泵的专业厂家，具有同类泵型的设计制造经验和实际运行业绩。

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4.7废热锅炉

废热锅炉是硫酸装置重要的设备之一，开车不顺利的硫酸装置多数是因为锅炉故障，而好的锅炉则是硫酸装置长期安全运行的前提条件。硫磺制酸装置的废热锅炉有两种形式，一种是水管锅炉，另一种是火管锅炉，这两种形式的锅炉国内均有成熟可靠的设计经验。国内外大型硫磺制酸装置一般都采用火管锅炉。火管锅炉具有很多优点气流分布均匀，无炉气滞留区，不易发生局部腐蚀能承受较高的气体侧压力，降低了漏气率对负荷变化的适应性强操作简单，安全可靠动力消耗低价格较便宜，安装工作量小耐火材料较少，维修工作量小，清理容易等。

硫磺制酸装置火管锅炉的总体设计为管板采用挠性管板，以吸收火管的热膨胀，降低火管和管板焊缝的应力前管板采用特制材料加以保护，以降低管板两侧的温差应力火管人采用特制套管加以保护，以免焊缝和管口受高温炉气热冲蚀火管与管板采用特殊的焊缝形式，以保证焊缝的可靠性。

废热锅炉有单锅壳单汽包和双锅壳单汽包两种结构形式。双锅壳单汽包的结构形式，占地稍大，造价高，对烟气平衡控制的要求高。在制造加工和运输条件允许的情况下，一般采用单锅壳单汽包结构。

带单汽包的锅壳式废热锅炉，汽包由下降管和上升管与锅壳连接，并支承在锅壳上。汽包筒体由钢板卷焊而成，封头用钢板冲压而成。汽包内装有除沫器供汽水分离之用。汽包上设有安全阀接口，上升管口处装有挡板。汽包上装有两只就地水位表，另外还有一对水位报警及控制室水位指示器的接口、一对水位变送器的接口，用以调节锅炉给水，控制汽包水位。为防止汽包水位过高而影响蒸汽品质，汽包上设有紧急放水管口。锅壳筒体内火管呈正三角形排列，管子与管板采用熔深焊。为防止高温气流对管端形成热冲击和磨损，在管端内嵌人错质刚玉保护套管，套管与列管间隙填充耐高温的硅酸铝纤维。另外，前管板上涂敷锆质磷酸盐可塑料以降低管板温度。为增强管束在运行中的稳定性以减少振动，锅壳内布置了两块支承板。每个下降管口都设置挡板以防炉水直接冲刷列管。前烟箱耐火层为高铝砖，绝热层采用粘土质隔热耐火砖。为吸收热膨胀，高铝砖与前管板耐火浇注料交接处留有膨胀缝，内填硅酸铝纤维烟箱至锅壳转角处也填充有硅酸铝纤维。后烟箱衬轻质耐火浇注料并内布抓钉，以防脱落[28]。

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由于焚硫炉出口炉气温度很高，用于调节转化器一段进口温度的高温副线和高温阀均需内衬，在实际生产过程中较易损坏，可将焚硫炉出口与废热锅炉进口直接对接，同时将废热锅炉设计成两段式，转化器一段进口的热副线由废热锅炉两段之间引出，这样热副线管道及阀门的操作温度可控制700℃以内，采用普通不锈钢管道和阀门即可。 4.8过热器和省煤器

高温过热器一般设在转化器一段炉气出口，由于炉气温度通常超过以600℃，应该充分考虑高温热应力的影响。硫磺制酸装置的高温过热器有卧式悬吊管内衬结构和立式内支撑不锈钢结构。在卧式悬吊管内衬结构的高温过热器中，炉气进口与转化器一段出口直接对接，底部不设固定支座。立式内支撑不锈钢结构的高温过热器为垂直烟道横向冲刷式，外壳为箱式结构，材料为0Cr18Ni9，烟气流向为侧进上出。过热器本体包括外壳、高温过热管束、中温过热管束、喷水减温器以及支座。过热器受热面为水平支撑蛇形螺旋翅片管结构，蒸汽流向为上进下出与烟气逆流换热。过热器管束放在壳体内的管板上，可自由膨胀。高温过热器进口前的燕汽管道上设有喷水减温器，用以调节过热蒸汽的温度，喷水采用锅炉给水。这种结构的高温过热器具有安全可靠和占地小的特点。

低温过热器的结构形式同立式高温过热器，为炉气横向冲刷受热面，换热管采用螺旋翅片管强化传热。为了减小占地、方便管道布，可将低温过热器布置在转化器四段出口的省煤器之上。

由于省煤器水人口处金属壁温较低，可能存在露点腐蚀问题，所以采用何种省煤器以避免发生露点腐蚀也是直接关系到硫酸系统成败的关键因素。利用热管技术可使水人口处的金属壁温在正常运行时高于炉气露点温度，防止露点腐蚀，提高省煤器的安全可靠性。热管省煤器采用完全内置式换热管，解决了炉气泄漏问题。第一吸收塔前的省煤器必须全部采用热管，为了节省投资，第二吸收塔前的省煤器除低温段必须采用热管外，高温段可采用普通螺旋翅片管。

高、低温过热器及省煤器的换热管和焊缝，要求进行100%的涡流探伤及的100%超声波探伤检验。 4.9设备一览表

本设计工作的设备一览表如表4-1所示，

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表4-1 设备一览表

序号 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14

设备位号 V101 V102 T101 P101 F101 P102 T101 T201 R201 E201 V201 T301 V301 V303

项 目 快速熔硫槽 流硫过滤器 温度控制器

泵 燃烧炉 鼓风机 干燥塔 转化塔 省煤器 换热器 焦炭过滤器 吸收塔 循环槽 成品槽

规格与型号 SW-2H ST-I-ZD CD401-N1 300QSZ-3.4-13 YCWS8253-00-0

AD751 JGT-Y75 SKYB31250C SMQ11 BRQ-g L825-04 YS-I-500 HL-300 PVC-40Q

数量 1 1 4 2 1 1 1 1 4 2 1 2 2 1

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5 车间布置

车间布置是指对车间各基本工段、辅助工段、生产服务部门、设施、设备、仓库、通道等在空间和平面上的相互位置的统筹安排。车间布置旨在最有效地利用厂房空间，一方面方便于工作操作，避免生产设备的过度拥挤；另一方面，注意厂房的通风和防火防爆，确保安全生产。其具体内容包括：

（1）在纵跨、横跨、高跨、露天跨建筑面积上的安排； （2）在厂房内空间分层的安排； （3）在多层建筑内的安排。

车间的平面布置要根据工厂的生产大纲和车间分工表、生产流程、工艺路线、生产组织形式、机器设备和起重运输设备的种类、型号、数量等多方面因素共同确定。好的车间布置应最大限度地减少搬运路程，让物料从进入车间依次流经各个工位后流出车间。 5.1车间布置的任务

生产车间工艺布置的任务是确定车间厂房布置和设备布置。车间工艺布置关系到工厂建成后能否正常生产，工人操作是否方便，安全以及设备维护、检修是否方便，并对环保、施工、安装、扩建、投资规模和经济效益都有极大的影响。

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在进行车间工艺布置之前，必须充分掌握有关生产操作、设备安装、维修、清洁生产、环境保护、劳动安全等有关法规、条例规程、技术资料，参考类似规模的车间图纸，以及有关规定及基础资料，才能做到通盘考虑、精心设计。 5.2车间布置的基本原则

合理的生产车间布置应做到：经济合理，节约投资，操作维修方便安全，设备排列简洁、紧凑、整齐、美观。要做到上述各点必须充分与正确地利用有关的国家标准与设计规范，特别是人们已积累的经验。 5.3车间布置设计的一般要求

（1）布置设计必须采取三重安全措施

车间布置设计的三重安全措施是根据有关防火、防爆规范的规定，首先预防一次危险引起的次生危险，其次是一旦发生危险，则尽可能其危害程度和范围，第三次是次生危险发生以后，能为及时抢救和安全疏散提供方便条件，如安全梯通道等。

（2）车间布置设计应满足工艺设计的要求

车间的生产是由工艺设计确定的，它主要体现在工艺流程图和设备表汇总表及其数据表上等，在这些图表中表示出工艺设备和管道的操作条件、规格型号、外形尺寸等以及设备与管道的联接关系。车间布置设计将以此为依据进行。一般按照生产流程顺序和同类设备适当集中的方式进行布置。

（3）车间布置设计应满足操作、检修和施工的要求

1)车间布置设计必须为操作管理提供方便。如对于主要操作点和巡回检查路线，提供较宽的通道平台过桥、梯子等，经常上下的梯子应尽量采用斜梯。 2)一个车间能够长期运转，需要对设备仪表和管道进行经常性的维护和检修。检修工作，应尽量采用移动式的机动设备。将需要检修的设备或部件运走并同时运来备用的同样设备或部件。这样可以缩短检修时间。对于没有备用部件的大型设备，需要就地检修时，则需要提供必要的检修场地和通道。 3)在装置布置设计时应将上述操作、检修、施工所需要的通道、场地、空间结合起来综合考虑。

（4）车间布置设计应满足全厂总体规划的要求

全厂总体规划包括全厂总体建设规划、全厂总流程和全厂总平面布置设计。

1) 根据全厂总体建设规划要求，有些装置作为一期工程建设项目，另一些

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装置作为第二期工程建设项目，在车间布置设计时，既要考虑第一期工程的地下设施不影响第二期工程的动工，又要考虑第二期工程的施工不影响第一期工程的生产。

2) 根据全厂总流程设计要求，为了合理利用能源将一些装置合并在一起组成联合装置或者为了集中管理将联系不太密切甚至不相干的装置排列在一起合用一个仪表控制室，即合理化集中装置亦称联合装置。

3) 在全厂总平面布置图上确定装置的位置和占地之后，要了解原料、成品、半成品的储罐区，装置外管带、道路及有关相邻装置等的相对位置，以便确定本装置的管廊位置和设备、建筑物的布置，使原料、产品的储运系统和公用工程系统管道的布置合理，并与相邻装置在布置风格方面相互协调。 （5）车间布置设计应适应所在地区的自然条件 所谓自然条件包括气候、风向、地形、地质等。

1) 结合所在地区的气温、降雨量、风沙等气候条件和生产过程特点以及某些设备的特殊要求，确定那些设备可露天布置。露天布置是当前设备布置的趋势。它明显的优点是便于安装、检修、利于防火、防爆。

2) 结合所在地区的地形特点，在一般情况下，车间布置在宽度约60M以上的长方形平整地段上，以便把管廊设在与长边平行的中心地带，设备布置在管廊两侧，这是常用的方案。

3) 车间布置设计应结合地质条件，一般情况下，一个装置占地约为10000～20000m2，在此范围内地质条件不可能有太大变化，个别地质太差之处还可以靠打桩加强。但在一个装置内仍可能有地质条件好与差的不同地段，这时应考虑将地质条件好的地段，布置重荷载设备和有振动的设备，使其基础牢固可靠。 4) 车间布置设计考虑风向的影响，主要为了尽可能避免因风向而引起的火灾和尽量减少因风向而造成的污染。根据我国气象资料的统计，全国的79个城市地区的风向风玫瑰图，全年主导风向和次导风向在同一轴线上的有39个占50%，即只提主导风向的下风向时，仍是次导风向的上风向，也就是说全年仍有较多时间受次导风向的作用而不能满足防火和减少污染的要求。所以，主导风向的提法不太确切而改用风向频率。 （6）车间布置设计应力求经济合理 1) 节约占地减少能耗

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装置布置应在遵守国家法令、贯彻执行国家标准规范和满足上述各项要求的前提下，尽可能缩小占地面积，避免管道不必要的往返，减少能耗，节省投资和钢材。

2) 经济合理的典型布置

经济合理的典型布置是线形“in line”布置。即：架空管廊，管廊下方布置泵及其检修通道，管廊上方布置空气冷却器或其它冷换设备、容器、管廊两侧按流程顺序布置塔、容器、换热器等，控制室、变配电室、办公室等成排布置。这是多年来实践经验和很多实际装置布置证明的经济合理的典型布置。 （7）车间布置设计应满足用户要求

车间布置设计固然是设计单位负责的。但是设计是为用户服务的。有的用户由于国情不同，或当地习惯不同，或为了操作方便，往往提出要求，如建筑物类型、铺砌范围、楼梯、升降设备、净空高度，搬运工具等等。应做好解释工作，在不增加过多投资情况下使用户满意。 （8）车间布置设计应注意外观美

车间布置的外观美，能给常年在装置内工作的人员以美好印象。外观美也是设计人员、设计单位的实物广告。

车间布置的外观美表现在以下几个方面： 1) 设备排列整齐，成条成块；

2) 塔群高低排列协调，人孔尽可能排齐，并都朝向检修道路侧； 3) 框架、管廊主柱对齐纵横成行； 4) 建筑物轴线对齐，立面高矮适当； 5) 管道横平竖直，避免不必要的偏置歪斜； 6) 检修道路与工厂系统对齐成环形通道； 7) 与相邻装置布置格局协调。 5.4车间布置

（1）室外布置

在化工车间布置设计中，应优先考虑室外布置形式，只要有可能尽量采用露天布置、半露天布置或框架式布置。目前，大多数化工厂都已经普遍这样布置，无论是有机化工厂，还是无机化工厂，大部分设备布置在室外露天

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的或者敞开式的多层框架上，部分设备布置字室内或设顶棚，如泵、压缩机、包装设备等。

室外布置的优点是：建筑投资少、用地省，利于安装和检修，有利于通风，防火防爆。

（2）室内布置

一般小规模的间歇操作和操作较频繁的设备常布置在室内，这类车间常将生产设备、生产辅助设备和控制、化验设施等布置在一座或几座厂房里。室内布置的优点是：受气候影响小，劳动条件好，但投资较大。

本设计再结合建筑设计防火规范及工业企业设计卫生标准的前提下，将车间的生产、辅助、生活部门布置在一幢厂房内。将厂房的平面设计为长方形，其有利于总平面图的布置，节约用地等方面。对于设备与设备之间，设备与建筑物之间的安全距离按下表5-1来设计。

表5-1 设备的安全距离

序号 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15

项 目 泵与泵的距离 泵离墙的距离

泵列与泵列间的距离(双泵列间)

计量罐间的距离

储罐与储罐间的距离(指车间中一般小容量)

换热器与换热器间的距离

塔与塔的间距 离心泵周围通道 过滤机周围通道

反应罐盖上传动装置离天花板距离 反应罐底部与人行通道距离 反应罐卸料口至离心机的距离 起吊物品与设备最高点距离 往返运动机械的运动部件离墙距离

反应罐离墙距离

净安全距离/m 不小于0.7 至少1.2 不小于2.0 0.4～0.6 0.4～0.6 至少1.0 1.0～2.0 不小于1.5 1.0～1.8 不小于1.5 不小于1.8～2.0 不小于1.0～1.5 不小于0.4 不小于1.5 不小于0.8～1.0

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16 17 18 19 20 21 22

反应罐相互间距离

通廊、操作台通行部分的最小净空高度

不常通行的地方，净高不小于 操作台梯子的斜度(一般情况) 控制室、开关室与炉子之间的距离 产生可燃性气体的设备和炉子间距离

工艺设备和通道间距离

不小于0.8～1.2 不小于2.0～2.5

1.9 不大于45 15 不小于8.0 不小于1.0

5.5 装置的组成部分

本平面布置主装置包括原料工段，主要生产工段，成品储运，公用工程和厂前区。原料工段为固体硫磺库、熔硫厂房、液硫贮罐；主要生产工段包括焚硫转化工段和干吸工段、尾吸工段；公用工程由发电厂房、脱盐水站、配电室等组成；成品储运包括成品酸贮罐和计量槽；厂前区有办公楼，综合室等。 5.6 布置方案

拟建项目占地为矩形，厂区内主要装置布置为：原料工段和主要生产工段布置在厂区的中间，由东向西布置了原料工段、熔硫工段、焚硫转化工段和干吸工段，工艺流程顺畅，并且避免其他装置位于其主导风向下风侧而受污染。成品罐区在装置东南角，靠近磷肥罐区。 5.7 设备布置

塔部分设备，包括转化塔、吸收塔及干燥塔均与工艺设备露天布置在工艺装置区内。发电厂房为18×24m，汽轮发电机组纵向布置。本设计本设计采用的柱网间距为6×6，厂房宽为5 m，长为12 m，高5m。

本设计工作的设备布置图如附图3所示。

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6 安全与环保

6.1安全

6.1.1产业安全现状

近两年来尽管国家有关部门和企业在安全生产方面做了大量工作，但目前硫磺制酸行业安全生产形势依然十分严峻，大大小小的安全事故不断发生。例如2006年1月8日凌晨，一艘宿迁籍硫酸船从江苏省张家港市双溪码头装载浓硫酸465吨，途经长江扬中段的二墩港扬中自来水厂取水口(直线距离仅60米左右)时沉没。2008年1月27日，湖南省怀化市辰溪县孝坪煤矿发生一起硫酸污染地下水致居民中毒事件，数千人中毒，3人死亡，在社会引起恐慌，严重影响居民生活。 这几起事故是近年来比较有代表性的安全事故，也反映了当前制酸行业存在的问题和现状。 6.1.2安全评价简介

（1）安全评价定义

安全评价，国外也称为风险评价或危险评价，它是以实现工程、系统安全为目的，应用安全系统工程原理和方法，对工程、系统中存在的危险、有害因

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素进行辨识与分析，判断工程、系统发生事故和职业危害的可能性及其严重程度，从而为制定防范措施和管理决策提供科学依据。

（2）安全评价目的

安全评价目的是查找、分析和预测工程、系统存在的危险、有害因素及危险、危害程度提出合理可行的安全对策措施，指导危险源监控和事故预防以达到最低事故率、最少损失和最优的安全投资效益。安全评价分为安全预评价、安全验收评价、安全现状综合评价、安全专项评价。 6.2环保 6.2.1作业环境

（1）车间内外应保持整齐、清洁、通道平坦、畅通；

（2）进、出口外应根据车间通道情况和作业区域情况设备安全标志或限速标志，并符合GB24-82的规定；

（3）作业区的场地应整齐、防滑，无凹陷、凸起和严重油污现象； （4）车间内不准搭建简易建筑物，如果情况特殊必须搭建，应经有关部门批准，并规定使用期限，用完后立即拆除；

（5）通道宽度应符合以下规定，宽度标志线应用油漆涂刷，并保持清晰，行人通道大于或等于1.8m电瓶车通道大于或等于3m；

（6）厂房内应有良好的自然通风和自然采光。自然采光照度应不低于501x； （7）车间应设置一般照明、局部照明和事故照明；

（8）在正常照明因故障熄灭后，在易引起工伤事故或通行时易发生危险的场所，应装设人员疏散用的事故照明；

（9）车间厂房应有排水系统、保证在当地雨季降雨量最大时，排水畅通，阴井不冒水；

（10）设备上的工作灯和手提式工作灯均应采用安全电压供电，并符合GB3805《安全电压》的规定；

（11）厂房内交流电气设备的保护接地，零，干线，可利用直接埋入地中的金属构件，但不得利用输送可燃易燃物质的管道；

（12）装接临时线路应先填写装设临时线申请单报请有关部门批准。如超过规定限期，应安装正式线路；

（13）管道上的阀门应启闭灵活，关闭严密不漏。流量表、安全阀等均应

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完好，无泄漏现象；

（14）车间空气中有物质的浓度，不得超过《工业企业设计卫生标准》中表的规定；

（15）工业企业的生产车间和作业场所的工作地点的噪声标准为85dBA。现有工业企业经过努力暂力暂时达不到标准时，可适当放宽，但不得超过90dB(A)。 6.2.2主要污染

（1）大气污染物

硫酸二吸收塔后烟囱废气含SO2，硫酸烟雾。采用“3+2”二转二吸，尾气再经烟囱排放，设计转化率99.8%，SO2浓度700mg/m3硫酸雾浓度16.5mg/m3。 （2）废水

生产废水为软水处理生产的少量脱盐水、冲洗地坪水、锅炉废水，主要有：Ca+2、Mg+2、Na+、Cl-等，冲洗地坪水主要为pH值低的酸性废水。

（3）固体废弃物

废渣主要是含硫量为40%的硫磺渣和每年更换的废触媒。 6.2.3环境管理重点

从上面的流程可以发现，硫磺制酸的主要污染环节在于大气污染物，而SO2的排放浓度取决于转化率的大小，不能转化为SO3的一部分SO2往往就会直接排放入环境大气中，硫酸雾的排放浓度取决于吸收率的大小，不能被硫酸吸收的SO3往往就会随着酸雾成分一起排入大气环境中。

由于触媒活性下降、转化率低、吸收酸泵扬量下降等原因造成SO2或SO3超标排放，发生硫酸尾气排放污染事故。为此，采取的措施如下：

（1）开车过程的污染控制

在开车投入硫磺前，使用轻柴油通过预热系统加热干燥空气，预热触媒层，将第一次转化触媒和第二次转化触媒都预热到反应温度，焚硫炉投入硫磺后，采用较低的负荷和较低的SO2浓度控制触媒反应速度，使SO2总转化率›98%，SO3总吸收率达99.95%，使硫酸尾气达标排放。投入硫磺后约一个班时间，催化剂温度达正常值，慢慢增加负荷，达到正常生产状态。

(2)停车过程的污染控制

1)短时间临时停车，停止加料和空气鼓风机装置处于封闭状态，不会造成环

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境污染。

2)长期停车，停止加硫磺，不停空气鼓风机，用干燥空气吹扫系统，使触媒中的SO3进入吸收塔中被吸收，尾气中的SO2和SO3（酸雾）也低于正常值，直至吹干净，不会造成环境污染。

3)主风机与吸收塔酸泵设计连锁装置，防止吸收塔无酸喷淋SO2、SO3的污染事故。

7 经济核算

7.1概述

经济核算是以获得最佳经济效益为目标，运用会计核算、统计核算和业务核算等手段，对生产经营过程中活劳动和物资消耗以及取得的成果，用价值形式进行记录、计算、对比和分析，借以发掘增产节约的潜力和途径。 7.2 能耗分析

在硫磺制酸过程中，液硫的焚烧，SO2 的转化及SO3的吸收过程中均有大量的化学能释放出来，本项目在充分利用回收液硫燃烧产生的高温位热能和SO2 转化产生的中温位热能，可产生中压过热蒸汽为45.6吨/时，全部送往抽汽冷凝式汽轮发电机组发电，年均发电量达7800万千瓦时。同时抽取0.6MPa低压蒸汽约14吨/小时，汇合低温热回收回收的18吨/时低压蒸汽，其中8吨/时经减温减压成0.5MPa、1700C供熔硫和除氧器用，其余24吨/小时送磷肥等装置。

本装置总余热回收量达23.276MJ/t酸，抵偿全部燃料及动力消耗外，仍多出1776.497MJ/t酸，折标准煤60.6kg/t酸，即本装置不仅生产了硫酸产品，而且相当于为公司每年提供约1.82万吨标准煤。

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7.3 节能措施

节约能源已成为当今世界人们关注的问题。随着工业生产的发展，能源消耗也日益增加，合理回收和利用能源是发展生产的重要条件之一，也是提高项目经济效益的具体保证。设计中如何优化节能措施，是项目建设必须认真考虑的问题。本项目的主要节能措施如下：

（1）充分利用液硫燃烧产生的高温位热能和SO2 转化产生的中温位热能，即在焚硫炉后设置中压废热锅炉，在转化工段配置过热器和省煤器，副产3.82MPa ，450°C中压过热蒸汽，送往抽汽冷凝式汽轮发电机组发电。年均发电量达6240万千瓦时。

（2）转化工段采用“3＋1”两转两吸先进工艺，设置新型高效换热器，利用SO2 转化的部分热量来预热二次转化炉气，使其达到最佳反应温度。

（3）焚硫转化工段的设备除焚硫炉采用内衬耐火砖和保温砖外，其余设备和管道均采用外保温方法隔热，以最大限度地减少热损失，提高热能利用率。

（4）干吸工段的冷却用水采用循环水，减少水的消耗，节约水资源。 （5）各种电气设备均选用节能产品，变压器的低压侧装电力电容器补偿无功功率，以提高供电系统的功率因数，降低无功损耗。

（6）照明光源采用新型节能灯具，在满足装置照度及光色的条件下，减少灯具用量及灯具容量，达到节能目的。

（7）在干吸工段同步建设HRS装置，充分利用干吸工段低温位热能，使硫磺制酸装置热量利用率达到90％以上。 7.4经济核算 7.4.1工程费用

（1）工艺设备购置费用

工艺设备购置费用包括设备费用和运杂费。

1）设备费用：根据设备一览表所列逐一进行价格查询然后汇总。

表7-1 设备价格一览表

序号 1 2

名称 快速熔硫槽 流硫过滤器

使用情况 熔硫 除杂质

数量 1 1

价格（万元）

15.84 2

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3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 合计

温度控制器

泵 燃烧炉 鼓风机 干燥塔 转化塔 省煤器 换热器 焦炭过滤器 吸收塔 循环槽 成品槽

控制温度 传输 焚烧 传输 干燥 转化 输送 换热 过滤 吸收 储存 储存

4 1 1 1 1 1 4 2 1 2 2 1 23

2.2 1 5 3.2 25 32 15 3 2 24 17.2 17.2

260.44

2）运杂费

在设备费用的基础上另加8%的运杂费，故运杂费就为：运杂费=设计费用×0.8% 即

260.440.8%2.08万元

（2）电气仪表费用

电气仪表设备购置费按设备购置费的15%估算。

故电气仪表设备购置费为：电气仪表设备购置费=设备费×15% 即

260.4415%39.07万元

（3）安装工程费 取设备购置费的30%

故安装工程费为：安装工程费=设备费×30% 即

260.4430%78.13万元

本设计的其他基建费按700万元为参考价。 7.4.2其他费用

（1）生产职工培训费

人员×60%×（1500元/人月×培训期），培训期按3个月计算。 雇佣员工数为500人，故生产职工培训费为： 50×60%×（1500×3）=135000元

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（2）办公生活家具费 人员×1500元/人

雇佣员工数为500人，故办公生活家具费为： 50×1500=75000元 （3）技术转让费

按第一部分费用的3%计算 第一部分费用为：1179.02万元

故技术转让费为：技术转让费=第一部分费用×3% 即 1179.02×3%=35.37万元 （4）工程设计费

按第一部分费用的4%计算 第一部分费用为：1179.02万元

故工程设计费为：工程设计费=第一部分费用×4% 即 1179.02×4%=47.16万元 7.4.3备用费用

基本预备费：可按第一二部分费用之和的9%～12%计取。 故基本预备费为：基本预备费=第一二部分费用之和×10% 即 （1179.02+13.5+7.5+35.37+47.16）×10%=128.26万元 涨价预备费：可按第一二部分费用之和的6%计取。

故涨价预备费为：涨价预备费=第一二部分费用之和×6% 即 （1179.02+13.5+7.5+35.37+47.16）×6%=76.05万元 7.4.4专项费用

建设期贷款利息：上述所有费用之和×70%×3%（年利率）

故建设期贷款利息为：建设期贷款利息=上述所有费用之和×70%×3%（年利率）

即

（1179.02+13.5+7.5+35.37+47.16+128.26+76.05）×70%×3%=31.22万元

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7.4.5产品单位成本

（1）原辅材料价格查有关价格信息，动力费用中水按2.6元/吨，水蒸汽按300元/吨，电按2元/kwh，燃料油按4000元/吨，煤按1000元/吨计算，硫磺1800元/吨；

一年电费为：500×300=150000元/年 一年水费为：2600×300=780000元/年 （2）工资按30000元/人年

（3）设备折旧，维修分别按固定资产的9%，6%计算； 设备折旧费：23.44万元 维修费：15.63万元

（4）车间管理按上述所有费用的6%计算； 车间管理费：183.05万元

（5）企业管理费按上述所有工资的6%计算； 企业管理费：90万元

（6）工厂成本为上述各项费用的总和； 则工厂成本费：37.01万元

（7）销售费用按销售价格的5%计算；

现在市场上硫酸的价钱1500元/吨左右，本设计以1500元/吨计算。 硫酸的年产量为200000吨，那么销售总价为300000000元/年，那么销售费用为15000000元/年。

（8）=（销售价格-原材料成本-动力成本）×0.17/1.17 已知销售价格为：1500万元 原材料成本和动力成本为：

1800×9334.84×0.001+15+78+3×500+183.05+90+23.44+15.63+260.44+700+2.08+39.07+78.13+13.5+7.5+35.37+47.16+128.26+76.05+31.22=20126.61万元

则=[30000-20126.61] ×0.17/1.17 =1434.60万元/年 7.4.6流动资金

流动资金按2个月的工厂成本计算，贷款比例70%，贷款年利率按6.31%计算。

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1流动资金=(1.8×2×2000000/12+1040.67) ×=12208.18万元。

57.4.7投资回收期

投资回收期=总投资/全年利润 投资回收期=

37.01=2.年

1434.60 第 61 页，共 66 页

设计总结

硫酸是最重要的基础化工原料之一，主要用于制造磷肥及无机化工原料，其次作为化工原料广泛应用于有色金属的冶炼、石油炼制和石油化工、橡胶工业以及农药、医药、印染、皮革、钢铁工业的酸洗等。但是硫酸工业污染严重，硫酸工业的每一次技术进步都是在提高硫利用率的同时，减少废气、废水的排放,提高废热利用效率，做到资源利用率的最大化。该工艺主要有焚硫、转化、吸收三个工段，在设计中我还对制酸后所产生废液的处理进行了设计，使整个工艺更加完整和合理。

在这次工艺设计中我充分利用了四年来我们所学习的理论知识，并且结合在南化公司硫酸厂的毕业实习，介绍了硫酸的性质、用途、工艺流程，在此基础上我们对硫酸生产装置进行分析。本设计是根据硫酸生产提供的参数，工艺控制指标，对硫酸生产工艺进行设计计算，尤其对最重要的工段即转化工段进行了详细的工艺设计分析。

通过本次设计我们学会了化工设备的分析，掌握工艺设计的计算方法，培养了我们核算和工艺设计的能力总的来说，设计基本上考虑到经济和效率优先的原则，大设计方案还是比较合理。

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社, 2007.

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致 谢

首先，感谢母校为我们提供的良好学习环境，使我们能够在此专心学习，陶冶情操。感谢学校给了我这次设计的机会，和各位领导的支持与帮助，特别感谢老师不辞辛劳、耐心的指导我们做毕业设计。在此之间，老师多次给予我指导，再次衷心地感谢祁老师！

通过这次毕业设计，使我系统的了解了一下大学四年所学的各门专业知识，以前上课都是各门学各门的，知识间不连贯，这样对以后的工作有制约，这次设计使我能够有效的协调利用各门专业知识，如化工设备、反应工程、化工原理、文献检索、工程制图等。对设计有了一个初步的印象，对我以后的研究生学习以及走上工作岗位后的科学研究有很大的帮助。

并且通过这次设计，使我硫磺制酸工艺流程，含硫废气的处理方法等有了一定的了解, 特别是对AUTO CAD运用的熟练程度大大增加。我认识到了对废气处理的效果直接影响环境的污染程度。在如今这个环保呼声越来越高的社会，我更加认识到我们所做的设计有着重要的意义。深刻的体会到含硫气体后段工艺处理的必要性和重要性。对废气处理的效果直接影响环境的污染程度和可观的经济效应。当然由于本人水平有限，知识面不是太宽，工艺设计难免存在着一些问题和不足之处，（如对含硫废气的处理只是粗浅的了解，对一些设备的功能和用途的理解也不是很彻底）对这些发现和未发现的不足，希望各位指导老师指出，提出更好的宝贵意见。

衷心感谢指导我设计的老师，祁老师平日里工作繁多，但我做毕业设计的每个阶段，从选题到查阅资料，论文提纲的确定，中期论文的修改，后期论文格式调整等各个环节中都给予了我悉心的指导。

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