年产15万吨硫酸工艺设计毕业论文(编辑修改稿)

年产15万吨硫酸工艺设计毕业论文(编辑修改稿)内容摘要：

： % 产品： 98%的浓硫酸 规格：产品质量标准执行中华人民共和国工业硫酸标准（ GB / T 5342020）一等品规格 ， 硫酸质量符合下表要求： 3 表 硫酸质量指标表 指标名称 浓硫酸 1 硫酸（ H2so4） ≥ 2 灰粉 %≤ 3 铁（ Fe）含量 ≤ 4 砷 (As)含量 %≤ 5 透明度 mm≥ 50 6 色度 ml≤ 生产路线选择论证 硫磺制取硫酸主流程方块图 图 硫磺制取硫酸主 工艺流程图 硫磺中杂质对制酸工艺的影响 硫磺中的杂质主要有灰分、水分、酸度和硫化氢等 ， 它们对制酸工艺的影响分述如下 ： （ 1） 灰分 硫磺 ， 特别是回收硫 ， 在产出时灰分含量是比较少的。 但它们以固态经过堆存、装卸和运输 ， 以及用户的库存 ， 将受到各种固体杂质的污染 ， 使其灰分含量增加。 硫磺中灰分能污染加热表面而降低它的传热系数 ， 部分灰分在熔硫槽、澄清槽中沉降 ， 过多的灰分将缩短熔硫槽和澄清槽的清理周期。 原料硫磺 （ 固态 ） 灰分含量一般不宜超过 %。 （ 2） 水分 4 硫磺中的水分在熔硫和液硫澄清过程中基本上全部被蒸 发掉。 硫磺中水分多或少 ， 仅影响熔硫时的蒸汽消耗量。 与完全没有水分时比较 ， 每含 1%水分 ， 熔硫蒸汽的理论消耗量 （ 指完全没有热损失时 ） 增加 %。 液态硫磺含水分 %～ %是正常的 ， 固态硫磺当含水分在 1%以上 ， 熔硫时则剧烈起 泡 ， 影响正常操作。 水分含量增高 ， 则酸度增加 ， 贻患无穷。 （ 3） 酸度 硫磺中酸度 （ 以 H2SO4计 ） 呈游离态。 这些酸是在潮湿的环境和在细菌的作用下 ， 硫被空气缓慢氧化而形成的。 在熔硫时 ， 它积聚在液硫表面而被分离出来 ， 不会影响焚硫和转化工序操作。 但酸度过高则严重腐蚀熔硫设备。 （ 4） 硫 化氢 烃类与液态硫会通过下列缓慢的反应而产生少量的硫化氢 ： 8C5H12 +13S →5C 8H14 +13H2S （ 11） 美国 Texasgulf 公司曾对硫磺贮槽中发生 H2S 爆炸事故进行过研究 ， 对硫磺贮槽上部空间的气体进行分析 ， 气体中除经常含有浓度不等的 H2S 外 ， 还存在浓度恒定为 %（ mol计 ） 的 C8H1 H2S。 有的可以达到或超过燃爆浓度。 但回收硫中 ， 烃类含量少 ， 不会达到爆炸限 ， 而 C8H14浓度始终恒定 ， 可以认为它已经与硫磺中烃类达到平衡。 在 138℃ 以下 ，烃类与硫的反 应速度很慢 ， 生成的 H2S 能溶解于液态硫中。 H2S 在液硫中的溶解度随温度上升而增加 ， 这种反常现象是由于反应生成多硫化氢 （ H2S4） 之故。 温度降低也有分解出H2S 的倾向 [2]。 硫磺制酸与硫铁矿制酸的优缺点比较 硫磺制酸与 硫铁矿 制酸工艺比较 ： （ 1） 减少工序 ， 消除污染源 硫磺制酸工艺少了粉碎、水洗净化两道复杂的工序 ， 同时也消除了大量污染源 —粉尘、污水、矿渣。 （ 2） 能 源消耗下降 工艺过程改进后 ， 动力设备投用量大幅减少 ，动力消耗明显下降。 矿石制酸电耗为110KWh/t， 硫磺制酸为 70KWh/t， 下降 了 36%； 深井水用量从 100万 t/a， 下降到 20万 t/a。 硫磺制酸工艺能源利用更加合理。 硫磺炉出口的 1000℃ 温度的二氧化硫气体经中压锅炉、过热器、省煤器充分利用热量后 ， 二氧化硫气体降温至 420℃ 进入转化器。 （ 3） 生产场地缩小为企业提供了发展空间 5 由于工艺过程改进后 ， 工艺路线大幅缩短 ， 生产用地大幅缩小 ， 现生产装置占地仅不到原装置的十分之一 ， 且节省了大量矿料和矿渣堆场 ， 这对企业的发展和充分利用土地资源极为重要。 （ 4） 工艺改造前后的效果 表 矿石工艺与硫磺工艺比较 悬浮物 (吨 /年） 砷 (吨 /年 ) 氟 (吨 /年 ) 污水量 (万吨 /年 ) 排污费 (万元 /年 ) 矿石工艺 硫磺工艺 670 116 0 12 0 430 168 87 27 综上所述硫磺制酸工艺相对矿石制酸工艺有许多的改进之处 ， 它是一条清洁生产的工艺 ， 更节能环保 ， 只有这样的生产工艺才能使化工企业生存和发展得更好。 走好可持续发展之路 ， 利国利民 [3]。 6 第 2 章 工艺技术方案 重点设计工序的生产基本原理 二氧化硫氧化为三氧化硫的反应为： 2 2 312SO O SO 298H = 9 6 .2 4 k J/m o l （ 21） 此反应是体积缩小、放热、可逆反应。 这个反应在工业上只有在催化剂存在的条件下才能实现 [4]。 其平衡常数为： ***223OSOSOpPPPK （ 22） 式中 ， P*3SO、 P*2SO、 P*2O分别为 SO SO O2 的平 衡分压。 在 400～ 700℃ 范围内 ， 其平衡常数与温度的关系为：  KTKP （ 23） 由此可见 ， 平衡常数在一定范围内随温度的升高而减小。 平衡转化率在某一温度下反映了该化学反应可以进行的程度。 其表达式为： ****2233 1OPPSOSOSOTPKKPPPX （ 24） 若系统压力为 P（ MP） 初始气体摩尔组成为： SO2 a%， O2 b% 以 100 mol 的初始气体混合物为计算基 准 ， 则达平衡时： 被氧化的 SO2量： a XT mol 消消耗的 O2量： XT mol 剩余 O2量： mol 平衡时混合气体的量： a XT mol 故氧的分压可以表示为： PaXaXbP TTO  0 * （ 25） 故平衡转化率为： 7 )( 0 0TTPPTaXbPaXKKX （ 26） 最佳温度的选择 SO2 氧化成为 SO3 的反应是可逆放热反应 ， 反应温度对反应的影响很大。 从平衡转化率的角度 ， 温度低 ， 平衡转化率就高 ， 操作温度低有利；从反应速率的角度 ， 温度高 ， 反应速率就快 ， 操作温度高有利 ， 但是催化剂有活性范围 ， 太高太低都不行。 反应是由化学动力学控制 ， 可由动力学模型用一般求极值的方法导出最佳温度计算公式： 1212ln1 EEEE RTTTeem （ 27） 则各段转化最佳温度： 一段进口： ℃ 一段出口： 590℃ 二段进口： ℃ 二段出口： ℃ 三段进口： ℃ 三段出口： ℃ 四段进口： ℃ 四段出口： ℃ 五段进口： 436℃ 五段出口： ℃ SO2最适宜浓度的选择 SO2 最适宜浓度必须要保证产量和最大经济效益。 硫酸产量决定于送风机的能力。 硫酸厂系统的阻力的 70%集中在转化器的催化剂层。 SO2的浓度过低 ， 将会影响硫酸的产量。 但要是增加 SO2的浓度 ， 又必须要增加催化 剂的填装量。 也就增加了催化剂层的的阻力。 SO2最适宜浓度和催化剂层的阻力有很大的关系。 实践中 ， 在两转两吸的工艺条件下 ， SO2的进口浓度在 %最适宜。 催化剂的选择 在硫酸生产过程中 ， 研制耐高温高活性催化剂相当重要 ， 普通催化剂允许起始的 ∮ (SO2)在 10%以下 ， 若能提高它们的耐热性 ， 在高温下仍能长期的保持高活性 ， 就可以允许大大提高起始的 ∮ (SO2)， 不但能增加生产能力 ， 降低生产成本 ， 而且能获得满意的 SO2转化率 .现在我国广为采用的是 S1012H 型、 S1071H 型和 S108H 型三种催化剂 ， 它们为环状钒催化剂 .在本设计中催化剂采用国产的 S107 型催化剂。 S107 催化剂的主要物理化学性质见下表： 8 表 S107 催化剂主要物理化学性质表 颗粒尺寸 (mm)  5(10～ 15) 圆柱形 堆积密度 kg/L 机械强度 2Kgf/cm 15 起燃温度 （ ℃ ） 360 ~370 正常使用温度（ ℃ ） 480～ 580 最高耐热温度（ ℃ ） 600 反应速率常数可以直接使用以下计算公式： )273900012(1  tek （ 28） 而转化率小于 60%， 温度低于 460℃ 时则用下式： )2 732 00 0028(1*  tek （ 29） 重点设计工序的生产方法选择论证 干吸流程的选择论证 “ 两转两吸 ” 硫酸生产装置 ， 干燥和吸收系统一般均设有 “ 塔 —槽 —泵 —酸冷却器 —塔 ” 的浓硫酸循环过程 ， 常见的干燥吸收流程有以下四种 [6]。 流程一：三塔三槽 三泵流程 图 三塔三槽三泵流程示意 流程二：三塔两槽三泵干燥吸收各自独立流程 9 图 三塔两槽三泵干燥吸收各自独立流程示意 该流程沿用矿制酸和冶炼烟气制酸的干燥和吸收工艺 ， 按循环槽数量可分为 “ 三塔三槽 ” 工艺流程见图 和 “ 三塔两槽 ” 工艺流程见图。 “ 三塔三槽 ” 工艺流程系指干燥塔、一吸塔、二吸塔分别具有各自独立的循环酸系统繁荣流程 ； “ 三塔两槽 ” 工艺流程系指干燥塔配有独立循环槽、而两台吸收塔合用一台循环槽的流程各循环酸系统的浓度靠相互间的串酸和加水控制。 流程三：三塔两槽三泵 干燥酸与一吸酸混合流程 图 三塔两槽三泵干燥酸与一吸酸混合流程示意 流程四：三塔一槽一泵流程 10 图 三塔一槽一泵流程示意 通过对上述四种干吸流程的分析比较 ， 对于目前国内大、中型硫磺制酸装置 ， 认为干吸流程宜采用流程三 （ 三 塔两槽三泵干燥酸与一吸酸混合流程 ） ， 理由如下： （ 1） 流程一所使用的管线复杂 ， 设备多 ， 控制点多 ， 容易造成管道泄漏的点多 ， 控制麻烦。 第一吸收塔酸循环泵输送的循环酸温度较高 ， 这样就对酸泵的耐腐蚀性能提出了较高的要求 ， 就国内目前制造酸泵的材料而言 ， 尚不能满足要求 ， 而且投资费用 较高。 （ 2） 流程二与流程三相似 ， 设备数量相近 ， 但与流程三相比 ， 由于吸收塔的循环酸温较高 ， 因此酸循环槽中酸温度较高 ， 对循环酸泵和酸冷却器的耐腐蚀性能要求高 ， 同样的。 国内目前制造酸泵的材料而言 ， 也不能满足要求；又由于流程二的串酸量大 ， 串酸管线多 ， 因此酸泵的扬量大 ， 电耗多 ， 操作费用高 ， 控制点也多。 （ 3） 流程四虽然其流程简单、设备数量少、控制点少 ， 但对于大、中型硫酸装置而言 ，由于三塔合一槽 ， 合用一台酸循环泵 ， 所以酸泵的扬量大 ， 而目前国内大扬量酸泵和酸冷却器的设计及制造尚无业绩 ， 无法在实际运用。 （ 4） 采用 流程三的干吸流程（见图 ） ， 可改变流程一的复杂和繁琐 ， 避免了流程二吸收过程中酸里溶解的 SO2 在二吸塔解吸而污染大气 ， 解决了流程四中大扬量酸泵等设备制作困难的矛盾。 转化流程的选择论证 自从 20 世纪 60 年代来硫酸生产中 SO2转化工艺最大的进步是采用了了两次转化、两次吸收的工艺 ， 即两转两吸。 该工艺的关键是保持转化工序的热量平衡 ， 使转化反应维持在某一理想的温度下进行。 现在我国两转两吸大多采用 “ 3+1” 四段转化和 “ 3+2” 五段转化的工艺。 在同规模、同转化率的硫磺装置中 ， 这两种转化工艺在设计上 的主要区别如下： （ 1） 催化剂填量不同 SO2 氧化为 SO3 的化学反应是可逆放热反应 ， 只有在低温下平 11 衡转化率高 ， 由于反应活化能高 ， 因此工业上需要用催化剂使反应在不太高的温度下进行的足够快。 对于一定组分的原料气在某一催化剂下反应 ， 为达到一定的 SO2转化率 ， 其反应速率有一个极大植 ， 所对应的反应温度为最佳温度。 随着反应转化率的提高 ， 最佳温度逐渐下降。 因此随着反应的进行 ， 要采取相应的方法来降低反应的温度。 转化反应的速度决定了炉气在反应中需要的接触时间 ， 也就决定了催化剂的用量。 转化反应分段越多 ， 其反。