硫酸工藝計(jì)算

硫酸工藝計(jì)算本計(jì)算基于本公司目前煙氣量及煙氣成分含量，對硫酸系統(tǒng)物料、熱量進(jìn)行衡算，并確定主要設(shè)備的基本尺寸，填料、觸媒裝填高度，所需換熱設(shè)備換熱面積，轉(zhuǎn)化保溫層厚度等一、 電收塵轉(zhuǎn)爐煙氣進(jìn)入3#電收塵器的含塵量約為10g/Nm3，煙氣量約為30000Nm3/h，艾薩爐煙氣進(jìn)入3#電收塵器的含塵量最大可達(dá)20g/Nm3,煙氣量約為37000Nm3/h。凈化動(dòng)力波入口混合煙氣要求含塵量＜0?4g/Nm3，根據(jù)轉(zhuǎn)爐、艾薩爐煙氣各自的特點(diǎn)，保險(xiǎn)起見，3#電收塵器設(shè)計(jì)除塵效率取98%，有效驅(qū)進(jìn)速度7.3cm/s,4#電收塵器設(shè)計(jì)除塵效率取99%，有效驅(qū)進(jìn)速度8.5cm/s，進(jìn)入3#、4#電收塵器的煙氣溫度約為350oC，設(shè)計(jì)3#電收塵器的入口壓力為—1400Pa，4#電收塵器的入口壓力為-900Pa。進(jìn)入3#、4#電收塵器的實(shí)際煙氣流量為：Q轉(zhuǎn)實(shí)=Q轉(zhuǎn)標(biāo)273+t 101.35x x—273 101.35+H=30000x273+350x101.35Q轉(zhuǎn)實(shí)=Q轉(zhuǎn)標(biāo)273+t 101.35x x—273 101.35+H273 101.35—1.4273+t 101.35 273+350 101.35Q=Q xx =37000x x m3/h=85192m3/h^艾實(shí)^艾標(biāo) 273 101.35+H 273 101.35—0.9則所需集塵板總面積分別為:11A11A二Q lnc3#轉(zhuǎn)實(shí)w 1—qp3# 3#二籍x為xlnT—098m2二1033m211A二Q lnc11A二Q lnc4#艾實(shí)w 1—qp4# 4#85192 1 1= xxln m2=1282m23600 0.085 1—0.99取3#電收塵內(nèi)氣體流速為1.2m/s,4#電收塵內(nèi)氣體流速為1.55m/s，可得:-uln(1—q)=—1.2xln(1—0.98)二4.73# 3#-uln(1—q)=—1.55xln(1—0.99)=7.14# 4#查《硫酸工藝設(shè)計(jì)手冊?工藝計(jì)算篇》第103頁表4—2—34得；叮=3n4#=4。電場斷面積分別為：F/二轉(zhuǎn)實(shí)3# 電場斷面積分別為：F/二轉(zhuǎn)實(shí)3# 36O0u3#69420m2二16m23600xl.2F/4#Q艾實(shí)3600u4#851923600x1.55m2=15m2以上計(jì)算根據(jù)公司目前生產(chǎn)實(shí)際情況計(jì)算，與現(xiàn)用電收塵器尺寸出入較大，主要原因是由于現(xiàn)用3#電收塵器的設(shè)計(jì)處理煙氣量為161755m3/h，設(shè)計(jì)除塵效率為98.5%,4#電收塵器的設(shè)計(jì)處理煙氣量為46000Nm3/h，設(shè)計(jì)除塵效率為99.86%，設(shè)計(jì)進(jìn)口含塵量比實(shí)際進(jìn)口含塵量大的多。二、 凈化崗位凈化工段控制指標(biāo)：塵<0.005g/Nm3 As<0.001g/Nm3F<0.003g/Nm3 酸霧<0.005g/Nm3動(dòng)力波出口煙氣溫度600C 填料塔出口煙氣溫度330C二段電霧出口煙氣溫度300C計(jì)算時(shí)根據(jù)資料取去除酸霧部位比例為：動(dòng)力波30%，填料塔20%，一段電霧40%，二段電霧10%。凈化入口混合煙氣成分含量見下表：Q=67000Nm3/h成分體積含量（％）摩爾流量（Kmol/h）質(zhì)量流量（kg/h）SO28.40251.2516080SO30.030.9072O27.50224.337179N258?571751.8749052CO214.50433.7119083HO211.00329.025922合計(jì)100.002991?0897388

2.1、各設(shè)備出口煙氣含水量確定二段電霧出口煙氣溫度為30oC，操作壓力為-4.5Kpa，水的飽和蒸汽壓在30oC時(shí)為4.25Kpa，根據(jù)《硫酸生產(chǎn)技術(shù)》第310頁式(13—3)可得含水量為：出凈化工段煙氣流量為：18P 18 4.25G二xho=x kg/Nm3二0.03689kg/Nm3H2。電出22.4P—P—P22.4101.33—4.5—4.25操作 H2OQ=(2991.08—329.02—((251.25+0.90)x0.02))x22.4Nm3/h=59517Nm3/h凈出可得出凈化工段煙氣每小時(shí)帶出水量為：59517x0.03689kg/h二2196kg/h二2.2m3/h填料塔出口溫度為330C，操作壓力為—3.7Kpa，水的飽和蒸汽壓在330C時(shí)為5.03Kpa。動(dòng)力波出口溫度為600C，操作壓力為—2.8Kpa，水的飽和蒸汽壓在600C時(shí)18PG=x18PG=xhoh0填出22.4P一P一P操作 H2o廠 18 PG=x HJOH2O動(dòng)出22.4P一P一P操作 H2O5.03185.03二芮x101.33—爲(wèi)-5.03kg/Nm3二0.04365kg/Nm319.921819.92二越x101.33—2二19.92kg/曲二0.20363kg/Nm3出填料塔煙氣每小時(shí)帶出水量為：59517x0.04365kg/h=2598kg/h=2.6m3/h出動(dòng)力波煙氣每小時(shí)帶出水量為：59517x0.20363kg/h二12119kg/h二12.1m3/h動(dòng)力波內(nèi)水的蒸發(fā)量為：Q=12119—5922kg/h=6197kg/h=6.2m3/h蒸發(fā)填料塔內(nèi)冷凝水量為：12119—2598kg/h=9521kg/h=9.5m3/h電霧除去水量：2598—2196kg/h=402kg/h=0.4m3/h2.2、排污量、加水量、串酸量計(jì)算電霧收集酸沫回流到填料塔，動(dòng)力波補(bǔ)酸由填料塔串酸補(bǔ)給，污水由動(dòng)力波3#、4#泵打入沉降槽進(jìn)行沉降后送往污水處理工段，可見排污量應(yīng)為：根據(jù)SO+HOtHSO，知80kg三氧化硫可反應(yīng)生成98kg的硫酸，則生成硫酸3 2 2 4量為72x98kg/h=88.2kg/h，動(dòng)力波循環(huán)酸濃度為5%，每千克硫酸稀釋為5%濃度的80污酸需水量19kg，可得排污量為88.2x19+88.2kg/h=1764kg/h=1.8m3/h。加水量為88.2x19kg/h=1675.8kg/h=1.7m3/h查閱近期動(dòng)力波循環(huán)酸濃度僅為0.9%左右，則根據(jù)以上計(jì)算方法得實(shí)際排污量為9.8m3/h，加水量為9.7m3/h。操作上，加水由填料塔補(bǔ)水閥加入，動(dòng)力波補(bǔ)水由填料塔循環(huán)泵出口串酸補(bǔ)給，則串酸量應(yīng)為動(dòng)力波水的蒸發(fā)量加排污量，即：9.7+5.4m3/h=15.1m3/h2.3、動(dòng)力波相關(guān)計(jì)算2.3.1、熱量平衡動(dòng)力波入口溫度28OoC，0t28OoC和0t6OoC各煙氣成分的熱容量分別為:成分摩爾流量(Kmol/h)0t2800C的CpkJ/kmolK所帶熱里x280kJ/h0t600C的CpkJ/kmolK所帶熱里x60kJ/hSO2251.2544.3211135.4041.8310509.79SO30?9059.1653.24O2224.3330.376812.9029.456606.52N21751.8729.2751277.2328.5349980.85CO2433.7141.5418016.3138.5916736.87HO2329.0234.2911282.1032.8522117.18合計(jì)2991.0898577.18105951.21注：出動(dòng)力波煙氣帶水12119kg/h=673.28kmol/h由于SO的含量很少，假設(shè)在動(dòng)力波中全部反應(yīng)，生成硫酸霧，計(jì)算反應(yīng)生成熱量:3由 SO(g)+HO(g)tHSO(g)+89200kJ/kmol3 2 2 4HSO(100%)tHSO(5%)+q2 4 2 4 稀釋

17860x103.44103.44+1.7983J/17860x103.44103.44+1.7983J/mol=17555kJ/kmol稀釋n+1.7983上式計(jì)算參考《硫酸工藝設(shè)計(jì)手冊.物化數(shù)據(jù)篇》第46頁)得反應(yīng)熱：q反應(yīng)=0.90x(89200+17555)kJ/h=960795kJ/h在動(dòng)力波內(nèi)消耗的總熱量為：(98577.18x280)+960795-(105951.21x60)kJ/h=22205332.8kJ/h在600C時(shí)水的蒸發(fā)熱為2358kJ/kg，蒸發(fā)量為6197kg/h，則用于蒸發(fā)水的熱量為:6197x2358kJ/h=14612526kJ/h設(shè)熱量損失為5%，出動(dòng)力波煙氣帶出熱量為：22205332.8x(1-5%)-14612526kJ/h=6482540.16kJ/h則煙氣出動(dòng)力波溫度為：6482540.16105951.21則煙氣出動(dòng)力波溫度為：6482540.16105951.210C=610C此計(jì)算值與設(shè)計(jì)值十分相近，在實(shí)際生產(chǎn)中，動(dòng)力波進(jìn)口溫度很少達(dá)到2800C，—般約為2650C，出口平均溫度為570C左右，只有轉(zhuǎn)爐造銅時(shí)入口溫度較高，出口溫度才會達(dá)到600C以上，說明計(jì)算較合理。2.3.2、動(dòng)力波基本尺寸確定通過動(dòng)力波的煙氣量為：273+t 101.35 273+60 101.35Q=Qxx =67000x x m3/h=84047m3/h^動(dòng)實(shí)=示 273101.35+H 273 101.35-2.8除塵降溫過程氣速一般在11T16m/s之間，在此取12m/s=43200m/h計(jì)算，本公司動(dòng)力波循環(huán)泵所用型號為300UHB-ZK-860-33，流量860m3/h，揚(yáng)程33m，足可滿足工藝要求，溢流堰泵型號為150UHB-ZK-150-30，流量150m3，可得逆噴管橫截面積為：A逆=m2=1.97m2Q面積為：A逆=m2=1.97m2逆噴管直徑為：DN= 逆= m=1.58m逆W兀'兀逆噴管高度只要高于零煙氣量時(shí)循環(huán)酸噴出高度即可。本公司動(dòng)力波逆噴管DN1700，內(nèi)徑稍大于以上計(jì)算值，這同樣是為了適應(yīng)煙氣量波動(dòng)較大的特點(diǎn)。動(dòng)力波冷凝槽尺寸為DN4500x9300，設(shè)計(jì)依據(jù)是要有2m左右的循環(huán)酸液位高度，充足的冷凝空間。

2.3.3、沉降槽基本尺寸確定實(shí)際操作中排污量為9.8m3/h，槽內(nèi)停留時(shí)間取2h，則所需沉降容積為:大既確定沉降槽直徑為DN沉=圓柱部分高度為:9.8x2m3=19.6m3大既確定沉降槽直徑為DN沉=圓柱部分高度為:A==196m2=18.15m2沉積速度一般在0.2T0.4mm/s，在此取0.3mm/s=1.08m/h，所需沉降槽面積為:沉1.08m=5m，考慮到沉降槽底部為圓錐體,固圓柱部分直徑取6m計(jì)算,H=2x3600x0.3H=m=2.16m1000圓錐部分角度為450，可得圓錐部分高度為3m,即沉降槽高度為5.16m，本公司所用沉降槽規(guī)格為06000x5100，與此計(jì)算所得值相符。2.4、填料塔相關(guān)計(jì)算2.4.1、熱量平衡填料塔入口煙氣溫度為60oC，出口煙氣溫度為33oC，成分摩爾流量(Kmol/h)0T600C的CpkJ/kmol.K所帶熱里x60kJ/h0T330C的CpkJ/kmol.K所帶熱里x33kJ/hSO2251.2541.8310509.7941.4810421.85O2224.3329.456606.5229.346581.84N21751.8728.5349980.8528.4249788?15CO2433.7138.5916736?8738.1416541.70HO2673.2832.8522117.1832.674715.26合計(jì)3298.44105951.2188048.80注：出填料塔煙氣帶水2598kg/h=144.33kmol/h

水蒸汽33oC時(shí)的冷凝熱為-2420kJ/kg，冷凝水量為9521kg，則冷凝過程放熱為:9521X2420kJ/h二23040820kJ/h循環(huán)酸帶出熱量為:(105951.21X60)+23040820-(88048.80x33)kJ/h=26492282.2kJ/h工藝上要求出塔酸溫＜46oC，進(jìn)塔酸溫＜320C,46oC時(shí)循環(huán)酸的比熱為4.17kJ/kg.K,可得最小上酸量為：417X(46-32)kg/h=453790kg/h=453.8m3/h在考慮填料塔循環(huán)泵的最小流量時(shí)，應(yīng)加上串入動(dòng)力波的流量，即填料塔循環(huán)泵的最小流量為：453.8+15.1m3/h=468.9m3/h。本公司選用250UHB-ZK-600-30型泵，流量600m3/h，是為了適應(yīng)煙氣波動(dòng)較大的特點(diǎn)，確保硫酸系統(tǒng)安全、穩(wěn)定運(yùn)行。2.4.2、稀酸板式換熱器換熱面積確定酸側(cè)：46oCT32酸側(cè)：46oCT32oCAt=140C1水側(cè)：260C—》320CAt=60C2At-AtAt= + 2,At

ln1At2=崔。C=9.40C6則可得換熱面積為：=154m2稀酸板式換熱器的設(shè)計(jì)換熱系數(shù)為5100W/m2則可得換熱面積為：=154m2Q 26492282.2X1000F= = m2KxAt 5100x3600x9.4在實(shí)際生產(chǎn)中，由于循環(huán)酸和冷卻水中雜質(zhì)多，容易在換熱器換熱板上結(jié)垢，使換熱器污垢系數(shù)逐漸升高，從而大大降低換熱器的傳熱系數(shù)，在炎熱的夏季，由于氣溫較高，導(dǎo)致對數(shù)平均溫差減小，考慮到這些因素，我公司選用ED0.9T.0T95-8型板式換熱器三臺,單臺換熱器換熱面積195m2，兩開一備。2.4.3、填料塔基本尺寸確定填料塔內(nèi)的填料選用新型填料海爾環(huán)，上部填有約規(guī)格Dg50的海爾環(huán)，比表面積為101m2/m3，空隙率93%，下部填裝約芬規(guī)格Dg76的海爾環(huán)，比表面積為75m2/m3，

空隙率94%。氣相：60oCt空隙率94%。氣相：60oCt33oC液相：32oC—t46oCAt=27oCgAt=14oClAt—AtAt= giAt

IngAtl27—14ln2714oC=19.8oC查閱相關(guān)資料，傳熱系數(shù)取34.9W/m2.K，則得傳熱面積為:廠Q26492282.2xioooF= = m2=io649m2KxAt 34.9x36oox19.81o649所需填料體積為-3 i m3=13o.66m3-x75+-x1o14 4通過填料塔的煙氣流量為：Q填實(shí)%x欝x =(3335?34422?4)x譽(yù)o15^m3/h=94584.71m3/h操作氣速選o.8m/s二288om/h，得填料塔橫截面積為:m2二33m2m2二33m2 填填料層高度為填料塔直徑為H13o.66 m-4mwx填填料層高度為填料塔直徑為H13o.66 m-4m海爾H選取填料塔一填二2.2，得填料塔高度為：H-2.2xDN-2.2x6.4m-14.08mD 填 填填本公司選用填料塔規(guī)格型號為06ooox145oo，填料高度4.5m，內(nèi)徑小于計(jì)算值，但填料高度較高。所用填料量與以上計(jì)算所得值相差不大。2.4、電除霧器驗(yàn)證說明在操作中，電霧入口溫度一般為35oC，最高溫度不超過40oC，出口壓力一般在—4.oKpa，最大可達(dá)—5.5Kpa，通過煙氣量為：

霧實(shí)273+t101.35X X—273 101.35+H=(2806.39x22.4)x273+33x101.35 m霧實(shí)273+t101.35X X—273 101.35+H273 101.35-4.0=73357m3/h本公司所用電除霧器規(guī)格SDDH-16，共四臺，兩并兩串，工作溫度＜550C，工作壓力＜-10Kpa，單臺處理煙氣量46610m3/h，可見實(shí)際煙氣量已接近電除霧器的最大處理氣量，如果再提高氣量，必將使除霧效果惡化，影響硫酸系統(tǒng)后續(xù)生產(chǎn)，但目前控制艾薩爐下料量小于40t/h，現(xiàn)用電霧可滿足生產(chǎn)。二段電霧出口開有0200、?500配氣孔各兩個(gè)，其主要作用是在轉(zhuǎn)爐造銅時(shí)SO2較高，O含量較低時(shí)適當(dāng)打開配氣孔增加O含量，以保證此時(shí)轉(zhuǎn)化崗位有很高轉(zhuǎn)化率。22三、轉(zhuǎn)化崗位本公司采用wTl-IIIt11,3+1兩轉(zhuǎn)兩吸工藝，擬定轉(zhuǎn)化器各層出口轉(zhuǎn)化率為:二層出口:84%四層出口:二層出口:84%四層出口:99.5%成分摩爾流量(Kmol/h)SO2251.25O2224.33N1751.87"2433.71HO0.37合計(jì)2661.53三層出口:96%進(jìn)轉(zhuǎn)化崗位氣體摩爾流量為:硫酸生產(chǎn)技術(shù)》介紹高溫轉(zhuǎn)化氣在管道內(nèi)的操作氣速12T20m/s為宜，在此取15m/s計(jì)算，通氣量為148076m3/h，計(jì)算見觸媒用量計(jì)算。DN管道DN管道3600x0.785xw1 管道竺76 m=1.71m3600x0.785x18本公司轉(zhuǎn)化崗位管道規(guī)格為01800。3.1、轉(zhuǎn)化崗位物料衡算根據(jù)轉(zhuǎn)化反應(yīng)方程式：SO+—OTSO+95.72kJ可知，生成1mo1SO要消耗222331molSO和0.5molO。22轉(zhuǎn)化器一層出口：生成SO的摩爾流量為：251.25x0.65kmol/h=163.31kmol/h3剩余SO的摩爾流量為：251.25—163.31kmol/h=87.94kmol/h2剩余O的摩爾流量為：224.33—(163.31x0.5)kmol/h=142.68kmol/h2N、CO、HO的摩爾流量在轉(zhuǎn)化崗位不變。222根據(jù)以上分析方法，同理可以算出：轉(zhuǎn)化器二層出口：生成SO的摩爾流量為：251.25x0.84kmol/h二211.05kmol/h3剩余SO的摩爾流量為：251.25—211.05kmol/h二40.20kmol/h2剩余O的摩爾流量為：224.33—(211.05x0.5)kmol/h=118.81kmol/h2轉(zhuǎn)化器三層出口：生成SO的摩爾流量為：251.25x0.96kmol/h二241.20kmol/h3剩余SO的摩爾流量為：251.25—241.20kmol/h二10.05kmol/h2剩余O的摩爾流量為：224.33—(241.20x0.5)kmol/h=103.73kmol/h2設(shè)計(jì)一吸和二吸的吸收率都為99.95%，則進(jìn)入轉(zhuǎn)化器四層的SO的摩爾流量為：3241.20x(1—0.9995)kmol/h=0.12kmol/h轉(zhuǎn)化器四層出口：總SO的摩爾流量為：251.25x0.995kmol/h=250.00kmol/h3出口SO的摩爾流量為：(250.00—241.20)+0.12kmol/h=8.92kmol/h3剩余SO的摩爾流量為：251.25—250?00kmol/h=1.25kmol/h2剩余O的摩爾流量為：224.33—(250.00x0.5)kmol/h=99.33kmol/h23.2、轉(zhuǎn)化崗位熱量衡算煙氣通過SO風(fēng)機(jī)，在風(fēng)機(jī)內(nèi)強(qiáng)烈的摩擦碰撞，煙氣溫度將上升約350C，干燥塔出口2煙氣溫度為560C左右，則煙氣在SO風(fēng)機(jī)出口的溫度為910C。轉(zhuǎn)化器一層入口溫度要求2在4300C左右，出口<6000C，一般為5600C左右，二層入口為460。C左右，出口5200C左右，三層入口也為4600C左右，出口4700C左右，四層入口溫度要求在420。C左右，出口一般在4400C左右，在轉(zhuǎn)化器四層和一層發(fā)生轉(zhuǎn)化反應(yīng)放出熱量為：四層：SO反應(yīng)量為10.05—1.25kmol/h=8.80kmol/h2則根據(jù)反應(yīng)方程式SO+10TSO+95.72kJ可得反應(yīng)放出熱量為：2 22 38.80x1000x95.72kJ/h=842336.00kJ/h一層：SO反應(yīng)量為251.25—87.94kmol/h=163.31kmol/h，則反應(yīng)放熱為：2163.31x1000x95.72kJ/h=15632033.20kJ/h同理可以算出在轉(zhuǎn)化器三層和二層發(fā)生轉(zhuǎn)化反應(yīng)放出熱量為：三層：(40.20—10.05)x1000x95.72kJ/h=2885958.00kJ/h二層：(87.94—40.20)x1000x95.72kJ/h=4569672.80kJ/h進(jìn)入轉(zhuǎn)化崗位的水分很少，在此計(jì)算中忽略水分對溫度的影響。轉(zhuǎn)化器一層：成分一層入口煙氣摩爾流量(Kmol/h)0t4300C的CpkJ/kmol.K所帶熱量x430kJ/h一層出口煙氣摩爾流量(Kmol/h)0t5600C的CpkJ/kmol.K所帶熱量x560kJ/hSO2251.2545.8811527.3587.9447.1141松85O2224.3331.016956.47142.6831.504494.42N21751.8729.7352083?101751.8730.1152748.81CO2433.7143.4718853.37433.7144.9819508.28

SO30.0063.540.00163.3166.7510900.94合計(jì)2661.1689420.292579.5191795.30轉(zhuǎn)化器二層：成分二層入口煙氣摩爾流量(Kmol/h)0t460oC的CpkJ/kmol.K所帶熱量x460kJ/h二層出口煙氣摩爾流量(Kmol/h)0t52OoC的CpkJ/kmol.K所帶熱量x520kJ/hSO287.9446.174060.1940.2046.731878.55O2142.6831.134441.63118?8131.353724.69N21751.8729.8252240.761751.8729.9952538.58CO2433.7143?8319009?51433.7144.5119304.43SO3163.3164.3510509.00211?0565.6913863.87合計(jì)2579.5190261?092555.6491310.12轉(zhuǎn)化器三層：成分三層入口煙氣摩爾流量(Kmol/h)0t46OoC的CpkJ/kmol.K所帶熱量x460kJ/h三層出口煙氣摩爾流量(Kmol/h)0t4700C的CpkJ/kmol.K所帶熱量x470kJ/hSO240.2046.171856.0310.0546.27465.01O2118.8131.133698.56103.7331.163232.23N21751.8729.8252240.761751.8729.8552293.32CO2433.7143?8319009?51433.7143?9419057.22SO3211.0564.3513581.07241.2064.6315588.76合計(jì)2555.6490385.932540.5690636.54轉(zhuǎn)化器四層：成分四層入口煙氣摩爾流量(Kmol/h)0t4200C的CpkJ/kmol.K所帶熱量x420kJ/h四層出口煙氣摩爾流量(Kmol/h)0t4400C的CpkJ/kmol.K所帶熱量x440kJ/hSO210.0545.78460.091.2545.9857.48O2103.7330.973212.5299.3331.053084.20N21751.8729.7052030.541751.8729.7652135.65CO2433.7143.3518801.33433.7143.5918905.42SO30.1263.277.598?9263?81569.19合計(jì)2299.4874512.072295.0874751.94轉(zhuǎn)化器各層出口溫度計(jì)算如下：Q +Q 15632033.20+(430x89420.29)廠<T=一反應(yīng)一入= oC=589oC一層Q 91795.30一出Q +Q 4569672.80+(460x90261.09)T=二反應(yīng)二入= 0C二5050C二層Q 91310.12二出Q +Q 2885958.00+(460x90385.93)T=三反應(yīng)三入= 0C二4910C三層Q 90636.54三出Q +Q 842336.00+(420x74512.07)T=四反應(yīng)四入= 0C二4300C四層Q 74751.94四出在目前生產(chǎn)中，轉(zhuǎn)化器各層出口溫度隨煙氣波動(dòng)而變化的范圍為；一層550o5900C,二層500o5400C,三層460o4900C,四層420o4500C。以上計(jì)算值都在實(shí)測溫度范圍內(nèi)，但一層和三層計(jì)算值偏大，原因是由于一層觸媒首先接觸煙氣受粉塵、水分等的影響，隨著生產(chǎn)時(shí)間的延長，一層出口轉(zhuǎn)化率不能達(dá)到65%,剩余的SO轉(zhuǎn)2移到二層、三層及四層反應(yīng)所造成的結(jié)果；而三層出口溫度計(jì)算值偏大的主要原因是入口溫度取值較高，轉(zhuǎn)化器三層入口設(shè)計(jì)溫度為425o4450C，以上計(jì)算根據(jù)實(shí)際情況取4600C

計(jì)算，因此計(jì)算所得出口溫度較高。3.3、換熱器換熱面積估算計(jì)算過程中設(shè)煙氣在有保溫層的管道中溫度下降20C，在無保溫層的管道中溫度下降50C。在轉(zhuǎn)化崗位煙氣走向如下圖所示IV#換熱器：在實(shí)際生產(chǎn)中，SO煙氣溫度在V#換熱器出口為3200C左右，二吸塔入口SO煙氣23溫度為155。C左右，由于煙氣在V#換熱器出口至二吸塔入口過程中有熱量損失，在此設(shè)溫度下降5oC，則V#換熱器出口SO煙氣溫度為160。C。3V#換熱器出口SO煙氣所帶熱量3

成分煙氣摩爾流量(Kmol/h)0t1600C的CpkJ/kmol.K所帶熱量kJ/hSO21.2542.938586.00O299.3329?85474400.08N21751.8728?888095040.90CO2433.7139.982774356.13SO38.9255.0778595.90合計(jì)2295.0811430979.01SO側(cè)q：32OoCj86SO側(cè)q：32OoCj860C2At1二118oCSO側(cè)：438oCT1600C3At2740CAtmWAt—At1 22寧0C=960CQ=74751.94x438—11430979.01kJ/h二21310370.71kJ/h換w本計(jì)算根據(jù)目前硫酸生產(chǎn)狀況進(jìn)行，由于換熱器已使用數(shù)年，傳熱系數(shù)不可能達(dá)到設(shè)計(jì)值，在此取傳熱系數(shù)12.5W/m2.K計(jì)算。21310370.71x1000 m2二4933m212.5x3600x96mWmW#換熱器：SO側(cè)：24320Cj3180CASO側(cè)：24320Cj3180CAt1二1260CSO側(cè)：35580CT4620CAt2二1440CAt=

miAt—At—2時(shí)。C=1350CQ=91795.30x558—90261.09x462kJ/h二9521153.82kJ/h換i在I#換熱器中煙氣流速較快，且溫差較大，因此I#換熱器的換熱系數(shù)要比W#換熱器大，在此取16.5W/m2.K計(jì)算。

F二 換——I KF二 換——I KxAtmI m2二1187m216.5x3600x135III#換熱器:一吸塔出口SO煙氣溫度在72oC左右，出III#換熱器溫度在3600C左右，一吸塔入2口SO煙氣溫度在235。C左右。3SO狽g：3600CJ670C2At二SO狽g：3600CJ670C2At二1080C1SO狽q：4680CT2400C3At二1730C2At_AtAt = + 2mI 2108+17320C=140.50CQ=90636.54x468-20744660.93kJ/h=21673239.79kJ/h換111III#換熱器中煙氣流速同樣比W#換熱器大些，溫差也較大，在此取14.5W/m2.K計(jì)算。Q換a—KxAtmI21673239.79x1000 m2=2955m214.5x3600x140.5II#換熱器:SOg：4180CJ3580C2At=1000C1I#換熱器出口SO煙氣所帶熱量3成分煙氣摩爾流量(Kmol/h)0t2400C的CpkJ/kmol.K所帶熱量kJ/hSO210.0543.94105983.28O2103.7330.20751835.04N21751.8729.1512256082.52CO2433.7141.074274992.73SO3241.2057.973355767.36合計(jì)2540.56-—20744660.93

SO3SO3側(cè)：518oCt462oCAt二104oC2100+10420C=1020CAA100+10420C=1020CAt= 1 2mil 2Q=91310.12x518-90385.93x462kJ/h二5540342.50kJ/h換i在II#換熱器中煙氣流速較快，因此II#換熱器的換熱系數(shù)應(yīng)比III#換熱器大，較I#換熱器小，在此取15.5W/m2.K計(jì)算。Q 5540342.50x1000F= —= m2=973m2iKxAt 15.5x3600x102mI目前公司所用換熱器換熱面積分別為： W# 5115m2 , I# 1151m2, III# 2868m2 ,I#772m2，與以上計(jì)算所得值較接近。3.4、觸媒用量確定本公司所用觸媒為：一層3S108、3S101,二層S101，三層S101，四層S108，全部為柱狀觸媒，S101的堆密度為0.50t0.55kg/L，S108的堆密度為0.62t0.68kg/L，觸媒生產(chǎn)廠家為襄樊市精信催化劑有限責(zé)任公司和濰坊新亞環(huán)球催化劑有限責(zé)任公司，襄樊市精信催化劑有限責(zé)任公司建議催化劑的裝填和分配如下：催化劑段數(shù)占總量的百分?jǐn)?shù)%—一18t22二24t26三24t26四28t32(1)S101型(通用型)可單獨(dú)使用，全裝于轉(zhuǎn)化器的各催化劑床層。(2)若需進(jìn)一步降低操作溫度，提高最終轉(zhuǎn)化率，則可將S108型與S101型配合使用 效果更好。通常S108型裝在轉(zhuǎn)化器床層的低溫部分，即第一段上層(約占有1/3左右)和最后一至二段，其余部分全使用S101型。轉(zhuǎn)化器內(nèi)平均溫度為482。C左右，平均壓力為11.5Kpa左右,通過轉(zhuǎn)化器的煙氣流量為:101.35273+t轉(zhuǎn)入 101.35 273+482101.35Q=Qx轉(zhuǎn)厶x =(2661.53x22.4)x x m3/h轉(zhuǎn)實(shí)轉(zhuǎn)標(biāo)273 101.35+H轉(zhuǎn)入 273 101.35+11.5轉(zhuǎn)入=148076m3/h

《硫酸工藝設(shè)計(jì)手冊.工藝計(jì)算篇》第293頁介紹冶煉煙氣制酸觸媒用量為1T2m3/(1000m3煙氣?h)，由于觸媒性能有所提高，介于冶煉煙氣成分復(fù)雜的特點(diǎn)，現(xiàn)1.4m3/(1000m3煙氣-h)，計(jì)算，則所需觸媒總量為:14807610001480761000xl.4m3=207.31m3轉(zhuǎn)化器內(nèi)徑為10.17m，由于轉(zhuǎn)化器一層觸媒容易中毒，參照以上裝填和分配建議,層分配比例20.5%，二層24%層分配比例20.5%，二層24%，三層24.5%

207.31x0.205一層：H= m=0.52m1 1x10.1724四層31%，則各層觸媒裝填高度為：二層：H=207.31x0.24 m=0.61m兀-x10.1724三層：H=207.31三層：H=207.31x0.245 m=0.63m兀_x10.1724四層：H4=207.31x0.31m=0.79m-_x10.1724本公司觸媒裝填高度分別為，一層0.55m，二層0.63m，三層0.66m，四層0.85m，都比以上計(jì)算值稍高，目的是為了能保證在轉(zhuǎn)爐造銅期煙氣量較大時(shí)正常生產(chǎn)。3.5、轉(zhuǎn)化器基本尺寸確定轉(zhuǎn)化器內(nèi)氣速一般控制在0.5T0.9m/s，現(xiàn)取中間值0.7m/s=2520m/h計(jì)算,1480762520m21480762520m2=58.76m2DN轉(zhuǎn)本公司為適應(yīng)轉(zhuǎn)爐煙氣波動(dòng)大的特點(diǎn)，轉(zhuǎn)化器的內(nèi)徑擴(kuò)大至10.17m。采用段高累加法計(jì)算轉(zhuǎn)化器高度：觸媒層高度：H=(0.55+0.63+0.66+0.85)m=2.69m1每段布?xì)鈱痈叨纫话銥?.6t0.8m，現(xiàn)取0.62m計(jì)算，則總布?xì)鈱痈叨葹椋篐=0.62x8m=4.96m2進(jìn)出口管高度為1.8m，共7段，則總高為：H=1.80x7m=12.60m2得轉(zhuǎn)化器高度為：H=H+H+H=(2.69+4.96+12.60)m=20.25m123現(xiàn)公司所用轉(zhuǎn)化器規(guī)格為U10170x20200。3.6、保溫層厚度計(jì)算公司所用保溫層材質(zhì)為硅酸鋁保溫材料，為使施工和檢修方便進(jìn)行，保溫層采用統(tǒng)一厚度導(dǎo)熱系數(shù)20T6000C時(shí)為0.034T0.132W/m.K,482oC時(shí)約為0.1102W/m.K。a二9.42+0.052(t-1)二9.42+0.052(35-18)W/m2.K=10.304W/m2.K220轉(zhuǎn)化崗位允許熱量損失為總熱量的0.75%，轉(zhuǎn)化崗位總散熱面積為1840m2,Q尸(842336.00+15632033.20+2885958.00+4569672.80+89420.29x430)x0.0075kJ/h損=467855.44kJ/hq=生=467855.44kj/m2.h=254.27kJ/m2.hA1840保溫層外壁溫度為380C，則保溫層厚度為：t-t 1 482-38 16二九(__-一)二0.1102( — - )m二0.1888mqa 254.27 10.3042公司轉(zhuǎn)化崗位保溫層厚度為20cm，比以上計(jì)算所得值稍大。四、干吸崗位風(fēng)機(jī)入口要求含水＜0.1g/Nm3，一次吸收和二次吸收的吸收率設(shè)計(jì)值都為99.95%，4.1物料平衡進(jìn)入干燥塔煙氣含水量為2196kg/h=122kmol/h，干燥塔出口煙氣流量為：Q=67000x(1—0.11—0.0003)Nm3/h二59610Nm3/h干出出干燥塔煙氣含水量為：59610x0.1g/h=5.961kg/h=0.33kmol/h在干燥塔內(nèi)被去除水分為：122-0.33kmol/h=121.67kmol/h進(jìn)入一吸塔內(nèi)的SO量為241.20kmol/h，反應(yīng)241.20x0.9995kmol/h=241.08kmol/h3根據(jù)吸收反應(yīng)化學(xué)方程式：SO+HOTHSO+89.2kJ可知，1molSO反應(yīng)生成3 2 2 4 31molHSO要消耗1mol的HO，則一吸塔所需反應(yīng)水量為241.08kmol/h。2 4 2進(jìn)入二吸塔內(nèi)的SO量為8.92kmol/h，反應(yīng)8.92x0.9995kmol/h=8.916kmol/h，二吸3塔所需反應(yīng)水量為8.916kmol/h。生產(chǎn)100%HSO量為：241.08k1+8.916kmol/h=249.996kmol/h24公司目前單產(chǎn)98酸，酸濃指標(biāo)控制在98%o98.5%之間，在此以98.3%計(jì)算,100%HSOT98.3%HSO所需水量為x，貝y：2 4 2 4函996x98 =0.983249.996x98+18x241.08n x=23.14kmol/h=416.49kg/h其中：一吸23.14x kmol/h=22.31kmol/h=401.66kg/h241.08+8.916二吸416.49-401.66kg/h=14.83kg/h干吸崗位串酸為干燥串一吸，一吸串干燥，二吸酸濃僅靠加水控制，干燥循環(huán)槽酸濃指標(biāo)控制在94%o94.5%之間，在此以94.25%計(jì)算，一吸串干燥酸量為y，則:0.983y =0.9425ny=50966.21kg/h=50966.21m3/h=28.31m3/h121.67x18+y 1.8x103同理可得到干燥串一吸的酸量為z，則:z=50966.21+(121.67x18)kg/h=53156.27kg/h=53156.27m3/h=30.89m3/h1721折合100%HSO為：53156.27x0.9425kg/h=50099.78kg/h=511.22kmol/h24折合98.3%HSO4為：欝驚8kg/h=50966.21kg/h多余水量為：53156.27-50966.21kg/h=2190.06kg/h進(jìn)而可得出一吸循環(huán)槽加水量為:241.08x18+401.66-2190.06kg/h二2551.04kg/h二2.55m3/h一吸產(chǎn)酸量為：24[.08X98kg/h=24034.43kg/h=24.03t/h0.983二吸循環(huán)槽加水量為：8.916x18+14.83kg/h=175.32kg/h=0.18m3/h8.916x98二吸產(chǎn)酸量為： —kg/h=888.88kg/h=0.89t/h0.983合計(jì)干吸產(chǎn)酸量為：24.03+0.89t/h二24.92t/h二598.08t/d4.2、熱量衡算干燥系統(tǒng)熱量平衡：98.3%HSO每摩爾HSO含水的摩爾數(shù)為n，則:2 4 2 4 198=0.98398+18n1nn二0.0925561則：98-則：98-0.942598+18n2nn-0.313056294.25%HSO每摩爾HSO含水的摩爾數(shù)為n,2 4 2 4 2則干燥循環(huán)槽內(nèi)稀釋熱為：17860n217860n17860n2q=( i— —)x4.1868干稀釋n+1.7983n+1.79832117860x0.31305617860x0.092556=( — )x4.1868kJ/Kmol=7427.03kJ/Kmol0.313056+1.79830.092556+1.798398則干燥稀釋熱總量為：Q干總=7427.03x50966.2吹0.983kJ/h=3796863.29kJ/h98在實(shí)際生產(chǎn)中，干燥塔入口煙氣溫度為300C左右，出口煙氣溫度為50oC左右，則干燥塔進(jìn)出口煙氣帶熱量：成分塔入口煙氣摩爾流量(Kmol/h)0t300C的CpkJ/kmol.K所帶熱量kJ/h塔出口煙氣摩爾流量(Kmol/h)0t500C的CpkJ/kmol.K所帶熱量kJ/hSO2251.2541.45312429.38251.2541.70523856.25O2224.3329.33197387.97224.3329.41329877.27N21751.8728.411493118.801751.8728.492495538.82CO2433.7138.12495990.76433.7138.42833156.91HO2122.0032.65119499.000.3332.79541.04合計(jì)2783.162618425.912661.494182970.29依上表所得，對干燥系統(tǒng)作熱量衡算，熱量來源于煙氣帶入熱和一吸收串入酸稀釋熱，熱量去向?yàn)闊釗p失，煙氣帶出熱及涼水塔冷卻水帶走熱量：設(shè)熱量損失為總熱量大的3%，則熱損失量為：Q =(2618425.91+3796863.29)x0.03kJ/h-192458.68kJ/h干損失涼水塔冷卻水帶走熱量為：Q=(2618425.91+3796863.29)-192458.68-4182970.29kJ/h-2039860.23kJ/h干水帶一吸系統(tǒng)熱量平衡：根據(jù)吸收反應(yīng)方程式SO+HOTHSO+89.2kJ可知，反應(yīng)生成3 2 2 41kmol100%HSO放出89.2x103kJ的熱量，則一吸反應(yīng)放熱為：24Q一反=241.08x眇2x103kJ/h二215。4336.00kJ/h100%HSOT98.3%HSO稀釋放熱為：2 4 2 417860n 17860x0.092556q= —x4.1868= x4.1868kJ/Kmol=3660.24kJ/Kmol一稀釋n+1.7983 0.092556+1.79831Q =3660.24x241.08kJ/h二882410.66kJ/h一稀釋由干燥循環(huán)槽串酸混合吸熱：17860n 17860nq=( i— —)x4.1868一混合n+1.7983n+1.79831217860x0.09255617860x0.313056=( — )x4.1868kJ/Kmol=—7427.03kJ/Kmol0.092556+1.79830.313056+1.7983Q =-7427.03x511.22kJ/h二-3796846.28kJ/h一混合在實(shí)際生產(chǎn)中，一吸塔入口煙氣溫度為2350C左右，出口煙氣溫度為700C左右，則一吸塔進(jìn)出口煙氣帶熱量：成分塔入口煙氣摩爾流量(Kmol/h)0t2350C的C1kJ/kmol.K所帶熱量>kJ/h塔出口煙氣摩爾流量(Kmol/h)0T700C的CpkJ/kmol.K所帶熱量kJ/hSO210?0543?88103633.5910.0541.9529511.83O2103.7330.18735684.28103.7329.49214129.84N21751.8729.1311992513.681751.8728.573503564.81CO2433.7141.004178795.85433.7138.711175223?99SO3241.2057.803276219.600.1251.42431.93合計(jì)2540.5620286847.002299.484922862.40設(shè)熱量損失為5%，則熱損失量為：Q=(21504336.00+882410.66+20286847.00)x0.05kJ/h二2133679.68kJ/h一損失涼水塔冷卻水帶走熱量為：Q=21504336.00+882410.66+20286847.00-2133679.68-3796846.28一水帶-4922862.40kJ/h二31820205.30kJ/h二吸系統(tǒng)熱量平衡：反應(yīng)放熱：Q=8.916x89.2x103kJ/h二795307.20kJ/h二反稀釋放熱：Q =3660.24x8.916kJ/h二32634.70kJ/h二稀釋在實(shí)際生產(chǎn)中，二吸塔入口煙氣溫度為155。C左右，出口煙氣溫度為680C左右，則一吸塔進(jìn)出口煙氣帶熱量：成分塔入口煙氣摩爾流量(Kmol/h)0t1550C的CpkJ/kmol.K所帶熱量kJ/h塔出口煙氣摩爾流量(Kmol/h)0t680C的CpkJ/kmol.K所帶熱量kJ/hSO21.2542.978325.441.2541.923563.20O299.3329.83459267.1599.3329.48199120.89N21751.8728?867836640.071751.8728.533398697.88CO2433.7139.912682951.75433.7138.681140761.39SO38.9254.8775863.260.00451.3313.96合計(jì)2295.087—、11063047.672286?164742157.32設(shè)熱量損失為4%，則熱損失量為：Q=(795307.20+32634.70+11063047.67)x0.04kJ/h二475639.58kJ/h二損失涼水塔冷卻水帶走熱量為：Q=795307.20+32634.70+11063047.67-475639.58二水帶-4742157.32kJ/h二6673192.67kJ/h干燥循環(huán)槽串酸至一吸循環(huán)槽，串酸管設(shè)置在酸冷器出口，而一吸循環(huán)槽串酸至干燥循

環(huán)槽的串酸管設(shè)置在泵出口，這樣一來相當(dāng)于干燥酸冷器分單一部分一吸冷卻任務(wù)，分擔(dān)冷28.31卻熱量為：Q^=31820205.30x kJ/h=2324122.84kJ/h干分擔(dān) 570x0.68循環(huán)槽內(nèi)酸溫控制指標(biāo)為，干燥66oC，一吸95oC,二吸78oC,94.25%HSO在95oC24時(shí)熱容量為1.60kJ/kg.K，66oC時(shí)為1.56kJ/kg.K,一吸串干燥酸95t66oC放熱為：(1.60x95-1.56x66)x50966.21kJ/h=2499382.94kJ/h干燥串一吸酸66t95oc吸熱為:(1.56x66-1.60x95)x53156.27kJ/h=-2606783.48kJ/h得出各酸冷器熱負(fù)荷為：干燥酸冷器Q=2039860.23+2324122.84+2499382.94干冷+2606783.48kJ/h=9470149.49kJ/h一吸酸冷器Q=31820205.30-2324122.84-2606783.48kJ/h=26889298.98kJ/h一冷二吸酸冷器Q =6673192.67kJ/h二冷干燥酸冷器：酸側(cè)：660CT550CAt=110C1水側(cè)：280CT330CAt=50C2At-At 11-5At=1 2= oC=7.6°C.At |11In1 ln-At 52酸冷器的傳熱系數(shù)一般在1000T1400W/m2.K，由于干燥酸冷器溫差小，在此取1150W/m2.K計(jì)算，則可得換熱面積為:Q 9470149.49x1000F干冷干4= m2=301mF干冷KxAt 1150x3600x7.6一吸酸冷器：酸側(cè)：950CT680CAt