硫酸生產(chǎn)工藝計算

1、 凈凈 化化 工工 藝藝 計計 算算1 1、計計算算數(shù)數(shù)據(jù)據(jù)空塔入口煙氣流量： 200000 m3/h凈化排污酸含固量：3 kg/m3空塔入口壓力： 20 a凈化填料塔稀酸濃度：1%填料塔入口壓力： -3600 a空塔稀酸濃度：4.88%一段電霧入口壓力： -4700 a空塔噴淋密度：20 m3/m2.h一段電霧出口壓力： -5200 a填料塔噴淋密度：20 m3/m2.h出凈化氣體壓力： -6000 a設定循環(huán)冷卻水溫度：2533入空塔爐氣溫度： 203 換熱器換熱系數(shù)：4000 w/m2.出空塔氣體溫度： 55.4 出填料塔氣體溫度： 34 出凈化氣體溫度： 34 凈化收率: 97%凈化漏

2、風率: 0%2 2、爐爐氣氣成成分分SO2SO3CO2 O2 N2H2O： 8.000%0.093%2.505%11.588%74.440%3.374%干氣合計: 96.63%8627.32濕氣合計: 100.00%8928.57塵: 0.5 g/Nm33 3、酸酸霧霧除除去去部部位位比比例例空塔： 填料塔： 一 級 電 霧： 二 級 電霧： 60%20%12%8%4 4、計計算算結結果果顯顯示示 污水排放量16.67 m3/h空塔內徑9 m空塔酸濃度(即污水酸濃度)4.88 %空塔空速1.26 m/s出凈化爐氣含水36.71 g/Nm3 填料塔內徑9 m凈化工段需補充水量17.92 m3/h

3、填料塔空速1.08 m/s空塔噴淋酸量1272.34 m3/h填料高度與塔徑的關系0.55 由填料塔串入空塔稀酸量34696.73 kg/h填料高度4.95 m填料塔淋灑酸量1271.70 m3/h 電除霧器型號330 由電除霧串入填料塔稀酸量18349.89 kg/h 電除霧器漏風率5% 空塔絕熱溫度為55.71 電除霧器空速1.84 m/s空塔循環(huán)槽串酸溫度：53.93 凈化循環(huán)槽容積263.24 m3填料塔出塔酸溫42.90 需用板式換熱器面積352.46 m3循環(huán)冷卻水量1149957.4 kg/h 5 5、工工藝藝管管道道計計算算空塔入口煙道3 m氣速13.71 m/s空塔出口煙道3

4、 m氣速10.98 m/s填料塔入口煙道3 m氣速10.98 m/s填料塔出口煙道3 m氣速9.50 m/s一段電霧出口煙道3 m氣速9.49 m/s二段電霧出口煙道3 m氣速9.59 m/s泵出口至塔頂流速1.4 m/s 空塔、填料塔上酸管線0.57 m回酸流速0.6 m/s空塔、填料塔回酸管線0.87 m冷卻水流速1.2 m/s冷卻水管線0.58 m 湍湍動動塔塔的的計計算算 湍動塔是靠在柵板上放置一定量的輕質球,在氣流、噴淋液和自身重力的作用下，做劇烈的旋轉和翻騰，形成氣、液、固三相的湍流運動和攪拌作用，從而獲得高的傳質、傳熱效率。在爐氣凈化過程中一般用作第二洗滌塔。一、塔徑 空塔氣速一

5、般取2.53米/秒，現(xiàn)采用 2.8米/秒，平均氣量為4.63 米3/秒，則塔徑D= 1.451365019 米二、靜止層、膨脹層及接觸區(qū)高度 接觸區(qū)高度，又稱篩板間距；膨脹層高度又稱床層的膨脹高度。 He/Ho=K*W1.147*L0.7 式中 He床層的膨脹高度，米。 Ho靜止層高度，米。 取Ho=0.3 W空塔速度，米/秒。 取W=2.8 L淋灑密度，米3/米2小時。取L=40 K系數(shù)0.0450.08， 一般取K=0.06 則He= 0.775540998 米1米 接觸區(qū)高度Hk=1.25He，即Hk=0.969426 米三、塔除沫層 除沫層氣速一般采用0.61.0米/秒，填充高度300

6、500毫米?，F(xiàn)空塔氣速取0.8 米/秒，則除沫層擴大部分的直徑：除沫層直徑= 2.71525532 米四、塔的高度 塔進氣室高1米間距篩板3米進液噴淋裝置高度0.5米進除沫層段高度0.4米除沫層高度0.4米集氣室高度0.4米塔總高5.7米五、篩板 篩板分隔球用的篩板和攔球用的篩板兩種。六、小球填充數(shù) 小球填充數(shù)： 式中 N球熟，個。10365 個 D塔徑，毫米。1451 毫米 d球直徑，毫米。38 毫米 Ho靜止層高度，毫米。300 毫米 e靜止層平均空隙率，當D/d12時，取0.4；當D/d12時，取0.45。0.4七、操作氣速W=A*WK2 31 4 (1)1 6OD HNedp p =-

7、式中 W操作氣速，米/秒 A系數(shù)1.53.0，淋灑量大者取最小值，反之取最大值，本計算取2WK臨界氣速，米/秒，其值為：式中 d球直徑，米 r氣氣體重度，kg/秒，本計算取1.23 kg/秒 r小球重度，kg/秒，本計算取160 kg/秒 e靜止床層的空隙率 zw阻力系數(shù)，與小球的型號和直徑有關，這里取zw= 12 將有關數(shù)據(jù)代入上式，則：WK= 0.924904 操作氣速W=1.8498082 米/秒八、壓力降 在生產(chǎn)中每段塔的壓力降一般為100180毫米水柱。在未淋灑液體時，一般按下式計算氣固系統(tǒng)流化床的阻力：P=G/F=HO（r-r氣）式中 G球體總重，kg。 F塔截面積，米232(1)

8、K wgd rreW z re- = -氣氣）干干吸吸工工藝藝計計算算干燥煙氣入口溫度34設轉化一轉轉化率為 干燥煙氣入口壓力：4.5kp設轉化二轉轉化率為干燥煙氣出口含水0.1g/Nm3干燥煙氣出口溫度50一吸煙氣入口溫度200設干燥循環(huán)酸濃度為一吸煙氣出口溫度80設吸收循環(huán)酸濃度為二吸煙氣入口溫度168二吸煙氣出口溫度70設循環(huán)水溫度變化為進入干吸系統(tǒng)的煙氣量203444.864 Nm/h年產(chǎn)93%酸量：干燥SO2損失1.03%氣體成分SO2SO3O2N2含量9.23%0%11.09%70.74%干燥塔入口838.440.001007.546424.82干燥塔出口829.770.00100

9、7.546424.82一吸塔入口66.38763.39625.846424.82一吸塔出口66.38625.846424.82二吸塔入口1.6464.74593.476424.82二吸塔出口1.64593.476424.82干吸三塔的噴淋密度20m3/m2.h假設干燥塔上塔酸酸溫熱焓(查表）4570.55計算得干燥換熱器入口酸酸溫（查表）熱焓58.3992.38換熱器出口酸酸溫(查表）熱焓43.1867.59干燥塔酸泵的流量1000.00m3/h得出上塔酸量：設干燥塔出塔酸濃度 92.40% 93%稀釋到92.4%的稀釋熱為：假設一吸塔上塔酸酸溫熱焓（查表） 75113.05計算得一吸塔換熱器

10、入口酸酸溫（查表）熱焓103.19159.38換熱器出口酸酸溫(查表）熱焓68.60102.87一吸塔酸泵的流量1200m3/h得出上塔酸量：設一吸塔出塔酸濃度 98.81%假設二吸塔上塔酸酸溫熱焓（查表） 6089.2計算得二吸塔換熱器入口酸酸溫（查表）熱焓69.64104.53換熱器出口酸酸溫(查表）熱焓62.2692.79二吸塔酸泵的流量1000m3/h得出上塔酸量：設二吸塔出塔酸濃度 98.08%成品酸泵流量100m3/h產(chǎn)成品酸量：成品酸換熱器入口酸酸溫酸溫（查表）熱焓78.96119.35成品酸換熱器出口酸酸溫酸溫（查表）熱焓4062.4干吸陽極保護換熱系數(shù)1000w/m2.K成品

11、酸冷卻器換熱系數(shù)2000w/m2.K干吸串酸量93%到98%98%到93% 212.93202.06干燥塔泵入口酸熱焓酸溫 92.3858.39干燥冷卻水量1074.99m3/h干燥冷卻面積604.58m2一吸塔泵入口酸熱焓酸溫 159.38103.19一吸冷卻水量2977.69m3/h一吸冷卻面積540.72m2二吸塔泵入口酸熱焓酸溫 104.5369.64二吸冷卻水量506.64m3/h二吸冷卻面積140.64m2成品酸冷卻水量307.43m3/h成品酸冷卻面積48.32m2產(chǎn) 93%酸由成品酸罐混配生產(chǎn)，如全部生產(chǎn)93%酸，則需從外加水4.45t/h需冷卻水量226.75m3/h92.0

12、0%99.80%93.00%98.00%253538.24 萬噸/年CO2H2O合計2.28%6.66%100.00%207.12604.449082.36207.120.918470.16207.128087.55207.127324.16207.127291.79207.127227.05926.99 m3/h1614.8干干吸吸工工藝藝計計算算設轉化一轉轉化率為設轉化二轉轉化率為設干燥循環(huán)酸濃度為設吸收循環(huán)酸濃度為設循環(huán)水溫度變化為93%稀釋到92.4%的稀釋熱為： 1000.89 m3/h879.02 m3/h48.28 t/h 轉轉化化計計算算煙氣量：mh200000 煙氣成分組成S

13、O2O2N2V%8.00%9.80%82.20%各段累計轉化率及進口溫度段數(shù)一二三四轉化率62.50%85.00%92.50%99.50%進口溫度 430455440425換熱器傳熱系數(shù)28一吸來的煙氣溫度82 SO2鼓風機來的煙氣溫度95表表1轉轉化化器器熱熱量量平平衡衡段數(shù)氣體進口反應熱氣體出口溫度熱量KJ溫度一段43011977314142046105573.35二段455127714434.998三段4401234575785075258.8 456.84四段425101214007.7 4740491.5 444.0767040084表表2轉轉化化器器觸觸煤

14、煤層層溫溫度度：一段溫度二段溫度三段溫度進口出口進口出口進口430573.35455504.98440表表3換換熱熱器器進進出出口口溫溫度度分分布布換熱器SO2進口溫度SO2出口溫度SO3進口溫度SO3出口溫度322.08438569.35459換熱器SO2進口溫度SO2出口溫度SO3進口溫度SO3出口溫度361.09431500.98444換熱器SO2進口溫度SO2出口溫度SO3進口溫度SO3出口溫度82327.08451.84217.11換熱器SO2進口溫度SO2出口溫度SO3進口溫度SO3出口溫度95365.09439.07194.62表表4換換熱熱器器面面積積換熱器換熱器換熱器換熱器面

15、積2095.931915.703993.264671.18SO3冷卻器空氣溫度變化16095SO3冷卻器傳熱系數(shù)28預計三換SO3氣體出口溫度180 預計四換SO3氣體出口溫度160 冷卻器2換熱量8191682.73 kj/hF=1448.88冷卻風量177240 Nm3/h冷卻器1換熱量10366475.5 kj/hF=1259.92冷卻風量192600 Nm3/h 熱量KJ161819245.9 142892663.3 128532836.7 105954499.2 轉轉化化計計算算表表1轉轉化化器器熱熱量量平平衡衡氣體出口表表2轉轉化化器器觸觸煤煤層層溫溫度度：四段溫度出口進口出口45

16、6.84425444.07三段溫度m2m2 一一硫硫二二系系統(tǒng)統(tǒng)凈凈化化工工藝藝計計算算一一、凈凈化化物物料料衡衡算算1、計計算算數(shù)數(shù)據(jù)據(jù)空塔入口煙氣流量：80000Nm3/h空塔入口壓力：50Pa（0.375mm汞柱）填料塔入口壓力：450Pa（3.38mm汞柱）一段電霧入口壓力：1600Pa（12mm汞柱）一段電霧出口壓力：2300Pa（17.3mm汞柱）增濕塔出口壓力：3100Pa（23.3mm汞柱）出凈化氣體壓力：3800Pa（28.5mm汞柱）入空塔爐氣溫度：250出空塔氣體溫度：56出填料塔氣體溫度：31出凈化氣體溫度：31凈化收率:93%凈化漏風率:10%2 2、爐爐氣氣成成分分

17、SO2 5.5%(196.4kmol/h)SO3 0.05%(1.78kmol/h)CO2 4.2%(150kmol/h)O2 8.0%(285.7kmol/h)N2 81.85%(2923.2kmol/h)干氣合計:3557.08kmol/hH2O：0.4%(14.3kmol/h)濕氣合計:3571.38kmol/h塵:0.5g/Nm33 3、酸酸霧霧除除去去部部位位比比例例空塔：30%填料塔：20%一級電霧：40%二級電霧：10%注：空塔絕熱蒸發(fā)，填料塔設板式換熱器，熱量由板式換熱器移走。（一一）、凈凈化化塵塵平平衡衡1、 進入凈化總塵量 0.580000=40kg/h2、 污水含塵量 假

18、定塵在空塔階段全部除掉（即出塔氣體含塵0g/m3）。固態(tài)塵與溶解態(tài)塵各占50%，凈化塔循環(huán)酸量含固為1g /m3。凈化只設一個污酸排放放點，即沉降槽錐底排污口。污酸中氟、砷含量較低，污酸排放量由塵平衡決定，排放污酸含固量取5kg/m3。則:污水排放量為 4010350%/（51000）=4m3/h凈凈化化工工段段塵塵平平衡衡示示意意圖圖（二二）、凈凈化化硫硫平平衡衡1、進入凈化總硫量SO2+SO3=196.4+1.78=198.18kmol/h2、凈化硫損失（凈化收率93%）198.18(1-93%)=13.87kmol/h3、出凈化含硫量198.18-13.87=184.31kmol/h4、

19、凈化污水酸濃度及其含量污水酸濃度:1.7898/4000=4.3% 其中:SO3、142.4kg/h； H2O、4000-142.4=3857.6kg/h( (三三) )、凈凈化化工工段段水水平平衡衡1、出凈化爐氣含水設出凈化溫度為31，100%飽和出凈化爐氣壓力為-3800Pa，即-28.5mm汞柱1%H2SO4蒸汽分壓:4.49kPa，即33.69mm汞柱 出凈化爐氣含水： (3557.08-13.87-1.78)(4.49630760)/ (101.3-4.49630760-3.8)=140.56kmol/h=2530kg/h (金昌大氣壓630mm汞柱)2、入凈化爐氣含水14.318=

20、257.4kg/h3、全部SO3生成4%稀硫酸所需水量 3857.6kg/h4、凈化工段需補充水量2530+3857.6-257.4=6130.2kg/h( (四四) )、空空塔塔物物料料計計算算1、入塔氣體含水 257.4kg/h2、出塔氣體含水出塔氣體溫度為56，4%H2SO4蒸汽分壓為15.82kPa， 出塔壓力為-450Pa 3541.4315.82(630/760)(101.3-15.82630760-0.45) =529.6kmol/h=9532.8kg/h3、空塔蒸發(fā)水量9532.8-257.4=9275.4kg/h4、空塔噴淋酸量空塔噴淋密度Psp=12.018.0m3/m2h

21、，取16則：噴淋酸量Q=5.620.78516=393.9m3/h 取400m3/h 即上酸量:Q=400000kg/h5、空塔除去的酸霧量SO3: 1.788030%=42.72kg/h H2O:42.72(8098)30%-42.72=131.72kg/h 計: 30%酸霧的量為 42.72+131.72=174.44kg/h6、出空塔30%酸霧中含SO3與H2O的量 SO3: 1.7880-42.72=99.68kg/hH2O:99.6880/9830%-99.68=307.18kg/h 計: 30%酸霧的量為 99.68+307.18=406.86kg/h7、空塔酸濃度(即污水酸濃度)

22、1.7898/4000=4.3%8、串入稀酸量（由動力波串入空塔循環(huán)槽）在填料塔除下的酸霧生成稀酸后串入空塔循環(huán)槽，兩級電除霧除下的酸霧生成稀酸后也串入空塔循環(huán)槽。串入稀酸量=3857.6+9275.4+99.68 =13232.68kg/h ( (五五) )填填料料塔塔物物料料衡衡算算1、入填料塔煙氣帶水 9532.8kg/h2、出填料塔煙氣帶水出填料塔煙氣溫度為31，100%飽和出填料塔爐氣壓力為-1600Pa H2SO4蒸汽分壓:4.49kPa 出填料塔爐氣含水： 3541.43(4.49630760)/(101.3-4.49630/760-4.1) =137.33kmol/h=2472

23、kg/h3、填料塔冷凝水量9532.8-2472=7060.8kg/h4、填料塔淋灑酸量 填料塔噴淋密度為1418m3/m2h，考慮填料塔與空塔塔徑一樣，取16m3/m2h填料塔淋灑酸量： Q=5.620.78516 =393.9m3/h 取400m3/h 5、在填料塔除去酸霧量 SO3:1.788020%=28.48kg/h H2O: 28.48(80/98)15%-28.48=204.11kg/h 計除去酸霧量: 28.48+204.11=232.59kg/h注:在兩級電除霧中除去的酸霧都串入填料塔，再串入動力波，最后串入空塔循環(huán)槽。6、入電除霧酸霧中含SO3與H2O量 SO3:1.788

24、050%=71.2kg/h H2O: 71.2(80/98)20%-71.2=510.3kg/h 計20%酸霧: 71.2+510.3=581.5kg/h7、填料塔噴淋酸濃度174.470%13232.680.0098、串入稀酸量（由電除霧串入填料塔）在電除霧除下的酸霧生成稀酸后串入填料塔循環(huán)槽。串入稀酸量=3857.6+9275.4-7060.8+142.450% =6143.4kg/h( (七七) )、空空塔塔循循環(huán)環(huán)槽槽物物料料計計算算1、上塔噴淋量 Q=400103=400000kg/h2、回循環(huán)槽量400000-9275.4+142.430%=390767.32kg/h3、排污量40

25、00l/h4、串入稀酸量 13232.68kg/h 二二、凈凈化化熱熱量量衡衡算算（一一）、空空塔塔1、帶入空塔入口熱量Q入a、煙氣帶入熱量q1(kcal/h)煙氣溫度為250，此時熱容量Cp：（kcal/kmol）SO2:10.48SO3:13.93O2:7.23N2:6.97CO2:9.84H2O:8.15各氣體帶入熱量:(kcal/h)SO2: 196.410.48250=514568SO3: 1.7813.93250=6198.85O2: 285.77.23250=516402.75N2: 2923.26.97250=5093676CO2: 1509.84250=369000H2O:

26、14.38.15250=29136.25q1=514568+6198085+516402.7+5093676+369000+29136.2=6528981.9 kcal/hb、SO3變成硫酸的生成熱q2(kcal/h)SO3(氣)+ H2O(汽)H2SO4(氣)+29830kcal/kmolH2SO4(氣)H2SO4(液)+11980 kcal/kmol100%H2SO48.4%H2SO4+QQ=n217860/(n2+1.7983)- n117860/( n1+1.7983)n2 、n1濃度分別為C2、C1時每mol H2SO4所含水的摩爾數(shù)n2=（91.6/18）/（8.4/98）=59.

27、4n1=（0/18）/（100/98）Q=59.417860/(59.4+1.7983)-0 =17440.3(kcal/kmol)則:q2=1.78(29830+11980+17440.3) =105465.5(kcal/h)Q入= q1+q2 =6634448.4 (kcal/h)2、空塔出口煙氣帶出熱量Q出空塔出口煙氣溫度為56，100%飽和56時熱容量Cp：（kcal/kmol）SO2:10O2:7.04N2:6.82CO2:9.18H2O:7.8430%酸霧:0.763(kcal/kg)各氣體帶出熱量:(kcal/h)SO2: 196.41056=109984O2: 285.77.0

28、456=112634.4N2: 2923.26.8256=1116428.5CO2: 1509.1856=77112H2O: (9532.8/18)7.8456=232515.630%酸霧:(99.68+307.18)0.76356=13224.9Q出=109984+112634.4+1116428.5+77112+232515.6+13224.9=1661899.4 (kcal/h)3、噴淋酸帶入熱Q噴 Q噴=4000000.957t(kcal/h)4、出塔酸帶走熱Q出塔 Q出塔=(400000-9275.4)0.957t(kcal/h)5、蒸發(fā)吸收熱量Q蒸發(fā)=9275.42360/4.19

29、=5224330.35、熱損失Q損，設熱損失為爐氣總入熱的3% Q損=6634448.43% =199033 (kcal/h)根據(jù)熱量守恒定律: Q入+Q噴-Q損=Q出+ Q蒸發(fā)+Q出塔 解得 t=51故空塔絕熱溫度為51；因為絕熱，其噴淋酸溫亦為51。（二二）、空空塔塔循循環(huán)環(huán)槽槽1、入空塔循環(huán)槽帶入熱量Q入Q入=(400000-9275.4)0.957512、出空塔循環(huán)槽帶走熱量Q出Q出=4000000.957513、空塔循環(huán)槽串酸帶入熱量Q串Q串=13232.68t4、循環(huán)槽內酸與串酸混和熱Q混 因M入M串,Q混05、排污酸帶走熱量Q排Q排=40000.95751根據(jù)熱量守恒定律: Q入

30、+Q混+Q串=Q出+ Q排13232.68t=9275.40.95751+40000.95751 t=49 即串入酸t(yī)=49（三三）、填填料料塔塔1、熱衡a、填料塔入口煙氣帶入熱量q1(kcal/h)1661899.4 (kcal/h)b、煙氣帶出熱量q2(kcal/h)填料塔出口煙氣溫度為31，100%飽和31時熱容量Cp：（kcal/kmol）SO2:9.88O2:6.97N2:6.78CO2:9.11H2O:7.8215%酸霧:0.738kcal/(kg)各氣體帶出熱量:(kcal/h)SO2: 196.49.8831=60153.4O2: 285.76.9731=61732N2: 29

31、23.26.7831=614393.2CO2: 1509.1131=42361.5H2O: (2538/18)7.8231=34181.2215%酸霧:(56.96+408.01)0.73831=10736.6q2=60153.4+61732+614393.2+42361.5+34181.22+10736.6 =823557.9(kcal/h)c、水蒸氣冷凝熱q3(kcal/h) 31時水蒸氣冷凝熱2430KJ/kg 7060.82430/4.19 =4094926.97(kcal/h)d、出塔酸帶走熱q4 q4=q1+q3-q2 =1661899.4+4094926.97-823557.9

32、=4933268.47(kcal/h)e、出塔酸溫： 入塔酸溫取31，比熱：0.997kcal/(kg) 出塔酸量400000+4863.6+142.420%=407089.28kg/h 出塔酸溫升: 4933268.47/404884.95=12 則: 出塔酸溫31+12=432、需用板式換熱器面積、循環(huán)冷卻水量酸溫：4331水溫：3626 t1=7 t2=5t=t1-t2/ln（t1/t2） =2/ln（7/5） =6阿法拉法稀酸板式換熱器換熱系數(shù)k取4500 w/m2則：F=Q/kt =4933268.47360045006(4.181000) =212m2 循環(huán)冷卻水量:W=Q/Ct2

33、 =4933268.47/（0.99710） =494811.3kg/h 取500m3/h三三、設設備備計計算算1 1、空空塔塔 （內徑5600）入口氣溫 ：250出口氣溫 ：56入口壓力：-50Pa（-0.375mm汞柱） 出口壓力：-450Pa（-3.38mm汞柱） 入口氣量:80000Nm3/h 工況氣量:80000428/273630/630-(0.38+3.38)/2=125796.6m3/h=34.9m3/s則:空速為34.9/5.620.785 =1.44m/s2 2、填填料料塔塔（內徑5600）a、入口氣溫 ：56出口氣溫 ：31入口壓力：-450Pa（-3.38mm汞柱） 出

34、口壓力：-1600Pa（-12mm汞柱） 入口氣量:(3541.43+9532.8/18)22.4 =91191.07Nm3/h工況氣量:91191.07316.5/273630/630-(3.38+12)/2=107027.9m3/h=29.73m3/s則:空速為29.73/5.620.785 =1.21m/sb、填料高度 填料高度與塔徑的關系： 50005500時，H填/D=1.21.5 60006500時，H填/D=1.01.2 取1.1 H填=5.61.1=6.16 取6m3 3、電電除除霧霧器器(一段)空速 入口氣溫 ：31出口氣溫 ：31入口壓力：-1600Pa（-12mm汞柱）

35、出口壓力：-2300Pa（-17.3mm汞柱） 入口氣量:(3541.43+2472/18)22.4 =82404.3Nm3/h 考慮5%漏風，則氣量: 82404.31.05=86524.5Nm3/h 工況氣量:86524.5304/273630/630-(12+17.3)/2 =98643.8m3/h =27.4m3/s 則:空速(采用330型兩臺并聯(lián))為: 27.4/(3300.2520.7852) =0.85m/s4 4、凈凈化化循循環(huán)環(huán)槽槽a、高度一般在2.53.5m之間，取3mb、容積一般采用循環(huán)酸量的20%30%，取23%則：V容=35023% =80.5m3 取80m3四四、工

36、工藝藝管管道道計計算算1 1、大大煙煙道道直直徑徑(內徑2500）進入大煙道總氣量：60000+80000=140000Nm3/h高溫爐氣速度為1220m/S，取15m/S工況氣量：140000 （273+250）/273 =268205.13Nm3/h煙道直徑:D2=268205.134/(3600153.14) D=2.49m 故:大煙道不存在問題氣速: 268205.13/3600/(2.520.785) =15.19m/s2、空空塔塔入入口口煙煙道道(內徑1700）氣量：80000Nm3/h壓力：-50Pa（-0.375mm汞柱）工況氣量：80000（273+250）/273650/（

37、650-0.385）=152350.9m3/h=42.6 m3/s氣速:42.6 /(1.720.785)=18.78 m/S3、 空空塔塔出出口口煙煙道道(內徑1400)氣量：(3541.43+9532.8/18)22.4 =91191.07Nm3/h壓力：-450Pa（-3.38mm汞柱）工況氣量：91191.07（273+56）/273630/（630-3.38）=110489.7m3/h=30.7m3/s氣速:30.7/(1.420.785)=19.95m/S4、填填料料塔塔入入口口煙煙道道(內徑1400)氣量:(3541.43+9532.8/18)22.4 =91191.07Nm3/

38、h壓力：-450Pa（-3.38mm汞柱）工況氣量：91191.07（273+50）/273630/（630-3.38）=110489.7m3/h=30.7m3/s氣速:30.7/(1.420.785) =20m/S5、填填料料塔塔出出口口煙煙道道(內徑1400)氣量: (3541.43+2472/18)22.4 =82486Nm3/h 壓力：-2300Pa（-17.3mm汞柱）工況氣量：82404.3（273+31）/273630/（630-17.3）=94344.8m3/h=26.2m3/s氣速:26.2/(1.420.785) =17m/S6、一一段段電電霧霧出出口口煙煙道道(內徑140

39、0) 入口氣量:3541.43+（2472-142.440%）/1822.4 =82333.4Nm3/h 考慮5%漏風，則出口氣量: 82333.41.05=86450.07Nm3/h 工況氣量： 86450.07（273+31）/273630/（630-17.3）=98984.9m3/h =27.5m3/h 氣速:27.5/(1.420.785) =17.9m/S7、二二段段電電霧霧出出口口煙煙道道(內徑1400) 氣量: 3541.43+（2472-71.2）/1822.4 =82315.7Nm3/h 壓力：-3800Pa（-28.5mm汞柱） 工況氣量：82493.2（273+31）/2

40、73630/（630-28.5）=96006m3/h考慮10%漏風，則氣量: 960061.1 =105606.6Nm3/h =29.3m3/s 氣速:29.3/(1.420.785) =19.0m/S8 8、填填料料塔塔至至空空塔塔循循環(huán)環(huán)槽槽串串酸酸管管線線串酸量:13232.68kg/h D2=13.23600/0.785 D=0.068m取1.2的富裕系數(shù)，則為0.08m選內徑為80的玻璃鋼管9 9、空空塔塔、填填料料塔塔上上酸酸管管線線 上塔酸量:400m3/h（或0.11m3/s） 泵出口至塔頂流速一般為1.01.6m/S，取1.4m/S 則:上酸管線D上酸2=0.11/(0.78

41、51.4) =0.318m 取350內徑的玻璃鋼管1010、空空塔塔、填填料料塔塔回回酸酸管管線線 回酸量:400m3/h（或0.11m3/s） 回酸流速一般為0.30.6m/S，取0.6m/S 則:回酸管線D回酸2=0.11/(0.7850.6) D=0.483m 選內徑為500的玻璃鋼管（回酸口為500）1111、冷冷卻卻水水管管線線 冷卻水量:500m3/h（或0.14m3/s） 冷卻水流速一般為0.81.5m/S，取1.2m/S 則: 冷卻水管線D2=0.14/(0.7851.2) =0.386m 選425鋼制管道1212、電電霧霧沖沖洗洗槽槽至至填填料料塔塔循循環(huán)環(huán)槽槽串串酸酸管管線

42、線 取內徑為80的玻璃鋼。干吸工藝計算一、計算工藝參數(shù)選擇：干燥煙氣入口溫度t=34 干燥煙氣入口壓力：4.5kpa干燥煙氣出口含水0.1g/Nm3干燥煙氣出口溫度50一吸煙氣入口溫度200一吸煙氣出口溫度80二吸煙氣入口溫度160二吸煙氣出口溫度70二、進干吸各塔的煙氣二、生產(chǎn)98%硫酸的硫水平衡1、進一吸塔SO3變?yōu)?8%硫酸需水量763.39981000=74.775（噸）合98%76.3噸其中水： 76.3（10.8）=15.26(t/h)2、進二吸塔SO3變?yōu)?8%硫酸需水量64.74981000=6.47(t/h)其中水： 6.47（10.8）=1.29(t/h)3、成品硫酸需水量

43、：15.261.29=16.55(t/h)外加水：16.5510.861=5.689(t/h)三：干吸串酸量：93%與98%硫酸對串設:93%到98%為X/h, 98%到93%為y/h 由水平衡 1086120%y=(175.92%)x 由SO3平衡80%y=75.92%x y=202.38 t/h x=213.26 t/h四：干燥塔及其循環(huán)槽的物料計算1、進干燥塔水量604.44kmol/h2、出口含水1.05 kmol/h3、循環(huán)酸量（噴淋密度20M3/h ） 五：塔熱量計算1、爐氣帶入熱量Q1(t=34)9781544.32kj/h2、水的冷凝熱：t=3410861.022420.4=2

44、6288012.81 kj/h3、 如 塔 酸 帶 入 熱 ： t=45 93%硫酸熱焓為70.55 kj/密度為1.8024 Q=10001.8024100070.55=127159320 kj/h4、爐氣帶出熱量（t=50） SO2: 829.7741.7=34601.41O2: 1007.5429.41=29737.92N2: 6424.8228.49=183043.12CO2: 207.1238.41=7956.51 255338.96 Q=12766948 kj/h5 、上塔酸的稀釋熱 出塔酸濃度：X=0.924 93%稀釋微分熱1614.8 kj/H2O Q5 =10861.021

45、614.8=17538375.1 kj/h6、98%串來98%酸帶入熱（t=60）I=89.2 kj/89.2202038=18021789.6 kj/h7、混合熱（92.4%與98%混合成93%）n1=(7.6/18)/(92.4/98)=0.4478 q1=14908kj/kmoln2=(2/18)/(98/98)=0.111 q2=4353.86 kj/kmoln3=(7/18)/(93/98)=0.41 q3=13900 kj/kmolm1=17104.4 kmol m2=2020.38 kmolQ7=(17104.42020.38)139002020.384353.8617104.4

46、14908=2045595.1 kj/h8、泵入口酸溫Q8=Q1Q2Q3Q4Q5Q8=188067688.9 kj/h I=93.3t=58.9 六、換熱量、換熱面積及冷卻水量計算1、換熱量Q=(93.370.55)(1802.41000202038) =45600964.5 kj/h =12666934.58w2、冷卻水量 W=45600964.584.181000=1363.7M33、冷卻面積F=634.93 取680（K=1000W） 七、一吸塔計算1、爐氣帶入熱量Q1（t=200）Q1=259587.05200=51917410 （kj/h）2、如塔酸帶入熱Q2（t=75 I=113.

47、05 kj/）9601783.4113.05=193548835.2 (kj/h)3、爐氣帶出熱Q3（t=80）15959054.25(kj/h)4、吸收反應熱Q4763.398019.6580.357073=105637176.6 （kj/h)5、98%到98.81%濃縮熱Q5Q5=（-1）17834000.98（37.2618.589）0.81 =-26431842.38 （kj/h）6、93%酸串來93%帶入熱（t=45）Q621326070.55=15045493（ kj/h）7、加水帶入熱（t=25）Q7 43994.17425=458595.75 （ kj/h）8、混合熱Q8a、加

48、水放出熱43991791.5=7880808.5（ kj/h） （1） 回流硫酸量計算（設濃度降低2%）1噸98%酸稀釋到96%需加水量：9800.961000=20.83 439920.83=211.18（噸） 118.4(m3/h) （2）混酸器出口酸溫計算 I=（458595.757880808.5113.05211180）（4399211180） I=149.43 （kj/） t=95.24b、93%與98.81%混合成98%酸，每噸98.81%酸需配入93%（0.98810.98）（0.980.93）=0.162 生成98%酸1.162前：988.122.14162130.210.9

49、3=41493.97后：166237.2630.98=42433.61實際熱效應 213260162（42433.6141493.97）=1236960.66混合熱：Q8=7880808.51236960.66=9117769.169、泵入口酸帶出熱 Q8Q7Q6Q5Q4Q3Q2Q1=357208282.1 kj/h I=166.9 (kj/) t=106.7 Q換=（166.9-113.05）（178340076300211180+202038）=122396634.3 kj/htm=58.85 K=900F=642 取650m210、冷卻水量：122396634.384.181000=36

50、60（M3）八、二吸塔計算1、煙氣帶入熱量Q1（t=168）Q1=36098697.6 （kj/h）2、如塔酸帶入熱Q2（t=60 I=89.2 kj/）10001797.889.2=160363760 (kj/h)3、爐氣帶出熱Q3（t=65）13582862.8(kj/h)4、吸收反應熱Q4763.398019.9480.067013=9046406.3 （kj/h）5、98%到98.07%濃縮熱Q5Q5=（-1）17978000.98（37.2618.589）0.07 =-2302677.25 （kj/h）6、98%酸串來98%帶入熱（t=75）Q676300113.05=8625715

51、（ kj/h）7、加水帶入熱（t=25）Q7 12904.17425=134611.5 （ kj/h）(1):回流酸量計算（濃度降低1%）1噸98%稀釋到97%需加水量：9800.971000=10.31 129010.31=125.12（噸） 69.6(m3)(2)混酸器出口溫度計算 I=(134611.5231103589.2125120) （1290125120） I=107.63 （kj/） t=71.18、混合熱Q812901791.5=2311035（ kj/h）9、泵入口酸帶出熱 Q8Q7Q6Q5Q4Q3Q2Q1=211855389 kj/h I=95.95 (kj/) t=64

52、.24 Q換=（95.95-89.2）（179780082770202380125120）=14904473kj/htm=30.12 K=800F=171.8 取20010、冷卻水量1490447384.181000=445（M3）九、成品酸1、產(chǎn) 93%酸水有成品酸罐加入 1噸98%酸稀釋成93%酸需水53.76需從外加水53.7682.77=4450/h2、放出熱1707.154450=7579017.5Kj/h3、需冷卻水量（t=8）w=226m3/h十、成品酸循環(huán)系統(tǒng)熱量計算1、98%酸帶來熱（t=60 I=89.2 Kj/） 89.282770=7383084 （Kj/h）2、加水帶

53、入熱（t=25）4.18254450=465025（Kj/h）3、稀釋熱7579017.5（Kj/h）4、成品酸帶走熱（t=40）62.4(827704450)=5442528（Kj/h）5、需移走熱量 Q5=Q1Q2Q3Q4=9984598.5（Kj/h）6、需冷卻水量 w=300m3/h十一、冷卻器選擇（成品酸泵200m3/h）1、換熱器出口酸帶出熱Q162.42001807.4=22556352 （Kj/h）2、換熱器入口酸帶入熱Q2=Q1Q5 I=90.02 (Kj/)t=56.93、冷卻面積(K=2000W)t=16.45 F=84.3 取100 十二、工藝管線計算1、成品酸輸送管（

54、v=1.2m/s）D2=48.31.236000.785 D=0.119 取0.12 2、上塔酸管線（v=1.5m/s）D2=10001.536000.785 D=0.485 取0.5003、一吸串二吸 D2=42.41.536000.785 D=0.100 取0.1204、干燥串一吸D2=119.61.536000.785 D=0.167 取0.2005、一吸串干燥 D2=112.31.536000.785 D=0.162 取0.200五、設計條件：入系統(tǒng)氣體：組成SO2O2N2V%8.09.882.2100最終轉化率：95.5%工藝流程：要求采用兩次轉化一轉一吸：97.598.5%二轉二吸

55、；99.599.9%第第二二章章設設計計內內容容一一、流流程程選選擇擇1、以前，用一轉一吸法生產(chǎn)硫酸，該法轉化率只能達到97.5%98.5%，因而尾氣中SO2中含量過高，若排放則污染大氣，必須進行尾氣吸收，消耗成品硫酸，增加投資費用，兩轉兩吸食接觸法制硫酸的新工藝，其最終轉化率可達99.5%99.9%，提高了硫的利用率，減低了尾氣中SO2的含量，利于環(huán)境保護。2、目前，國內生產(chǎn)硫酸的二次轉化流程有：（1）催化劑層為、3+1換熱流程（2）催化劑層為、3+1換熱流程（3）催化劑層為、3+1換熱流程（4）催化劑層為、2+2換熱流程（5）催化劑層為、3+2換熱流程（6）催化劑層為、3+2換熱流程3、由

56、設計任務確定，采用催化劑層為：3+的、的換熱流程的轉化器二二、Cat的的選選擇擇由于SO2+1/2O2=SO3不但在常溫下而且在較高溫度下反應速度也很慢，只有采用加入催化劑而加快反應速度，從而在工業(yè)上具有生產(chǎn)應用價值，二氧化硫氧化反應催化劑有鈉、氧化鐵及釩等，但由于鈉、氧化鐵在高溫下才具有活性，可是反應溫度不受反應平衡的限制、轉化率一般比較低，工業(yè)上不采用這兩種催化劑，釩Cat具有活性高、熱穩(wěn)定性和機械強度、抗毒性好、價格便宜等優(yōu)點，因此，目前在硫酸工業(yè)中均采用釩Cat，釩Cat以五氧化二釩（V2O5含量612%）作為活性主體，以氧化鉀或氧化鈉作為催化劑，以二氧化硅作為載體國產(chǎn)S101型釩催化

57、劑具有凈化度指標好，操作溫度和氣匯控制穩(wěn)，轉化率高，使用壽命長等優(yōu)點，因此選用S101型催化劑。S101型釩催化劑主要性能：外型：圓柱形顆粒尺寸mm:堆積密度kg/L0.60。65假密度kg/L1.14真密度kg/L2.29顆粒空隙率0.424空隙率0.5比表面m2/g36強度1.5105kg/m2起燃溫度410420操作溫度425600最高操作溫度600使用額L/clT220240使用情況：平均壽命用壽命大于五年，國內廣泛使用。三三、Cat用用量量及及分分配配生產(chǎn)能力80000/330=266.67T/d266.67100022.4/（24980.9950.08）=29005.05Nm3/h

58、催化劑的用量（填充量），目前國內一般使用指標如下：一次轉化：210240L/t酸d二次轉化：210271L/t酸d分配比例一般如下%四四、溫溫度度選選定定1、由于使用S101型釩Cat，要求最高溫度小于600，否則，催化劑將被燒壞而失去活性，Cat起燃溫度為420，因此各段氣體進口溫度要求大于420，才能使Cat具有活性。生產(chǎn)中以總結了比較豐富的經(jīng)驗，考慮到點燃催化劑的速度和操作彈性，無論SO2氣體濃度如何，根據(jù)經(jīng)驗值，選擇溫度如下：一段進口：430三段進口：440四段進口：425第二段催化劑層進口溫度至關重要，因二段對轉化率和轉化速度要求比較高，一般選取較高速度轉化，因而溫度較高些，現(xiàn)選二段

59、進口溫度為455，若有不適，再行調整。2、冷SO3氣體進入換熱器的溫度均為50具體分布另定3、最適宜溫度計算示例Tm=4905/lg（1-x） （b-0.5xa）/(100-0.5xa) +4.937見無機物工藝書式3-32取x=60%把a=8%,b=9.8%帶入 Tm=734k=461 第第三三章章轉轉化化的的物物料料衡衡算算一一.進進轉轉化化器器一一段段多多體體量量及及成成分分SO2=29005.05890/22.4=103.59Kmol=103.5964=6629.73Kg=103.5922.4=2320.42Nm2O2=103.599.8/8=126.90Kmol=126.932=40

60、60.73Kg=126.922.4=2842.56Nm3N2=103.5982.2/8=1064.39Kmol=1064.3928=29802.84Kg=1064.3922.4=23842.34Nm3二二.出出一一段段多多體體量量及及成成分分多段累計轉化率及進口率段數(shù)一段二段三段四段SO2=103.59（1-0.625）=38.85Kmol405=38.8564=2486.16Kg=38.8522.4=870.24Nm3SO3=103.590.625=64.74Kmol=64.4780=5179.5Kg=64.7422.4=1450.18Nm3O2=126.90-64.74/2=94.53Km