年产40万吨铜冶炼烟气制酸系统转化工艺恒算毕业设计论文(编辑修改稿)

年产40万吨铜冶炼烟气制酸系统转化工艺恒算毕业设计论文(编辑修改稿)内容摘要：

不同 x 值，计算。 计算得最适宜温度与转化率的关系 列表： 表 2 最适宜温度与转化率的关系 XT∕％ T适 ∕℃ 确定操作线 进气组成： SO2占 %， O2占 %， N2占 % 所选取 钒催化剂的起燃温度为 360℃ ， 确定 转化器一段进口温度 390℃ ，而 气体经每层触媒后温度升高，计算式是：  00t t x x   公式 (见《 化工工艺工程设计 》 邹兰， 阎传智 编 ) 公式（ ） SO2 绝热温升系数  的计算： 转化器二氧化硫浓度与与绝热温升系数的关系为： 20 . 7 6 6 8 3 0 . 4 2 0 . 2 5 4aa      公式（ ） 式中 a 为二氧化硫的初始气体百分比浓度， R 为复相光系数。 公式（见文献《二 氧化硫氧化反应绝热温升系数的计算》，角仕荣，万鼎麟） 依据上述公式，一段触媒入口 SO2 绝热温升系数  为 所以 ， 依据公式（ ）计算可得： 浓度为 %的 SO2对应的 λ 值为 ，为考虑冶炼烟气制酸 SO2 浓度波动大，并保留一定设计余量的因素，实际绝热温升系数 λ 需进行适量增大，所以实际的 λ 取值为： 2 9 2 . 1 9 * 1 . 1 1 4 3 2 5 . 5 0* 1 . 1 1 4 实 际 操作线温度的确定： 已知 转化器一段表面为 VK59 触媒，中 下部为 VK38 触媒， 起燃温度 分别为 320℃和 360℃，使用的温度为 370~500℃和 400~630℃ ℃，考虑到 冶炼烟气制酸 SO2 浓度波动较大的特点， 使操作线尽量与最适温度曲线靠近， 同时 口温度在催化剂的使用温度范围内，取 转化器一段 的进口温度为 390℃，虑到 转化烟气 的预热过程是依次经过第一、第二、第三、第四换热器，对应于第四、第一、第二、第三段反应器的冷却，所以如果考虑每个换热器的换热面积相当，则 各段触媒 出口气体冷却降温的温差应为第一段大于第二段，第二段大于第三段，按照这个原则，分别取第一段 至二段 的降温的温差为 164，第二段 至三段 的降温温差为 71，第三段 至四段 的降温的温差为 45，并且每一段转化器的出口温度和转化率对应的点都在平衡曲线和最佳温度曲线之间，由此估算得到 转化器各段 触媒 的操作曲线。 各段进口温度及转化率 表 3 两次 转化分段转化率和温度 触媒段数 一 二 三 四 转化率 ∕％ 95 进口温度 ∕℃ 390 445 445 420 进口浓度 % 绝热温升系数 λ 出口温度 /℃ 由 公式 以及表 3 的数据可得： 转化器第一段操作线 方程：  390 3 2 5 .5 0 .6 7 5tx   第二段操作线方程 ：  445 3 2 5 .5 0 .8 8 5tx   第三段操作线方程 ；  445 3 2 5 .5 0 .9 5 0tx   第四段操作线方程 ；  420 3 2 5 .5 0 .9 9 8tx   图 2 四段反应过程的 XT 关系图 转化工序物料衡算 本设计 按照 硫酸产量 40 万吨 /年 （ 100% H2SO4）， 转化系统工艺设计 转化系统处理风量为 122315Nm3/h， 二氧化硫转化率≥ %，可得到每小时 SO2 气体 mol 为便于设计计算，取转化系统 1 小时的进风量 122315Nm3 进行计算，已知 SO2占%， O2占 %， N2占 %， CO2 为 %， H2O 为 ，其中 CO2 和H2O 不参与转化反应，为便于计算，将两者组分份额归并至 N2 组分计算，所以假设 N2占 % 进转化器一段气体量及成分 以 122315 的进气总量为标准进行计算，已知 SO2占 %， O2占 %， N2占 %，可得烟气总摩尔量为 () 1 2 2 3 1 5 2 2 . 4 5 4 6 0 . 4 9 K m o lG   总，则 对于 2O 组分有： ( 2 ) 5 4 6 0 . 4 9 0 . 1 0 2 2 8 5 5 8 . 5 0On k m o l   2() 5 5 8 .5 0 3 2 1 7 8 7 2Om kg   2 3() 1 2 2 3 5 1 0 .1 0 2 2 8 1 2 5 1 4 .0 6OVm   对于 2SO 组分有：( 2 ) 5 4 6 0 . 4 9 0 . 1 0 5 6 2 5 7 6 . 7 4SOn k m o l   2() 5 7 6 . 7 4 6 4 3 9 6 1 1 . 3SOm k g   2 3() 1 2 2 3 5 1 0 . 1 0 5 6 2 1 2 9 2 2 . 7 1SOVm   对于 2N 组分有：( 2 ) 5 4 6 0 . 4 9 0 . 7 9 2 1 8 4 3 2 5 . 6 9Nn k m o l   2() 4 3 2 5 . 6 9 2 8 1 2 1 1 1 9 . 3 4Nm k g   2 3() 1 2 2 3 5 1 0 . 7 9 2 1 8 9 6 9 2 4 . 0 1NVm   项目 硫酸年产量 年生产天数 SO2 浓度 成品酸浓 转化率 吸收率 转化 系统 进 风量 单位 万吨 /年 天 % % % % Nm3/h 数值 300 % % % % 122315 出一段气体量及成分 已知烟气在一段触媒转化率为 %，可得出一段气体组分和摩尔量为： 2 5 7 6 . 7 4 (1 0 . 6 7 5 ) 1 8 7 . 4 4S O k m o l    3 5 7 6 . 7 4 0 . 6 7 5 3 8 9 . 3 0S O k m o l   2 15 5 8 . 5 0 3 8 9 . 3 0 3 6 3 . 8 52O k m o l    2 kmol 出二段气体量及成分 已知烟气在二段触媒转化率为 %，可得出二段气体组分和摩尔量为： 2 5 7 6 . 7 4 (1 0 . 8 8 5 ) 6 6 . 3 2S O k m o l    3 5 7 6 . 7 4 0 . 8 8 5 5 1 0 . 4 1S O k m o l   2 15 5 8 . 5 0 5 1 0 . 4 1 3 0 3 . 3 02O k m o l    2 kmol 出三段气体量及成分 已知烟气在三段触媒转化率为 %，可得出三段气体组分和摩尔量为： 2 5 7 6 . 7 4 (1 0 . 9 5 ) 2 8 . 8 4S O k m o l    3 5 7 6 . 7 4 0 . 9 5 5 4 7 . 9 0S O k m o l   2 15 5 8 . 5 0 5 4 7 . 9 0 2 8 4 . 5 52O k m o l    2 kmol 进四 段气体量及成分 已知烟气在三段触媒转化率为 %，出三段以后的烟气完成一次转化的过程，并进入一吸塔生的 SO3 以 %的吸收率被吸收，而后返回转化工序，假设一次转化生成的 SO3 在一吸塔内被 100%吸收，且 SO2 和 O2 在一吸塔内的溶解量为 0，则可得出三段气体组分和摩尔量为： 2 5 7 6 . 7 4 (1 0 . 9 5 ) 2 8 . 8 4S O k m o l    3 0SO kmol 2 15 5 8 . 5 0 5 4 7 . 9 0 2 8 4 . 5 52O k m o l    2 kmol 出四段气体量及成分 已知烟气在四段触媒转化率为 %，可得出四段气体组分和摩尔量为： 2 5 7 6 . 7 4 (1 0 . 9 9 8 ) 1 . 1 5S O k m o l    3 5 7 6 . 7 4 (0 . 9 9 8 0 . 9 5 ) 2 0 . 1 9S O k m o l    2 15 5 8 . 5 8 5 7 6 . 7 4 0 . 9 9 8 2 7 0 . 7 92O k m o l     2 kmol 由以上计算汇总 转化器物料 衡算结果于表 5 表 5 转化器物料衡算结果 进一段 （ （ （ （％） ） ） ） SO2 O2 N2 ∑ 100 出一段（进二段） SO2 SO3 O2 N2 ∑ 出二段（进三段） SO2 SO3 O2 N2 ∑ 出三段（进一吸塔） SO2 SO3 O2 N2 ∑ 进四段（出一吸塔） SO2 SO3 O2 N2 ∑ 出四段 SO2 SO3 O2 N2 ∑ 转化器各段的热量衡算 气体的摩尔热熔量可按下 式求出 212 6 2 8 3221( 2 5 . 7 4 5 . 8 1 0 3 8 . 1 1 0 0 . 8 6 1 1 0 )TTPSOT T T d TC TT         212 6 2 8 3321( 1 5 . 0 9 1 5 . 2 1 0 1 2 0 . 7 1 0 3 . 6 2 1 0 )TTPSOT T T d TC TT         212 6 2221( 2 5 . 7 4 1 . 3 0 1 0 3 . 8 6 1 0 )TTPOT T d TC TT     2122 6 221( 2 7 . 1 8 0 . 5 9 1 1 0 0 . 3 3 8 1 0 )TTPNT T d TC TT     转化一段反应热量和出口温度 (1)进转化器第一段气体带入热量（以每小时气量计算）。 已知 进一段触媒层气体温度为 390℃ ， 所以可得各组分 气体的平均摩尔热容： SO2的平均摩尔热容： 2 7 3 3 9 0 2 6 2 8 32732( 2 5 . 7 4 5 . 8 1 0 3 8 . 1 1 0 0 . 8 6 1 1 0 )4 5 . 0 9 / ( )390P SOT T T d TC k J m o l K           O2的平均摩尔热容： 2 7 3 3 9 0 2 6 22732( 2 5 . 7 4 1 . 3 0 1 0 3 . 8 6 1 0 )3 0 . 9 3 / ( )390P OT T d TC k J m o l K       N2的平均摩尔热容： 22 7 0 3 9 0 2 6 2270( 2 7 . 1 8 0 . 5 9 1 1 0 0 . 3 3 8 1 0 )2 9 . 8 7 / ( )390P NT T d TC k J m o l K       故 进一段气体每升高 1℃ 所需热量 为 ： SO2所需热量 ： 5 7 6 .7 4 4 5 .0 9 2 6 0 0 6 .3 8 kJ O2所需热量 ： 5 5 8 .5 0 3 0 .9 3 1 7 2 7 4 .2 0 kJ N2所需热量 ： 4 3 2 5 .6 9 2 9 .8 7 1 2 9 1 9 7 .8 3 kJ ∑所需总热量 ： 带入热量 =1 7 2 4 7 8 .4 2 3 9 0 6 7 2 6 6 5 8 3 .6 7 kJ (2)已知 出转化器第一段气体温度 609℃ 所以可得各组分 气体的平均摩尔热容： SO2的平均摩尔热容：2 7 3 6 0 9 2 6 2 8 327。