年产12万吨硫酸转化工艺设计

年产12万吨硫酸转化工艺设计内容摘要：

转化率的关系 XT∕％ T适 ∕℃ 确定操作线 进气组成： SO2 占 8%， O2 占 10%， N2 占 82% 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 360℃ 气体经每层触媒后温度升高，计算式是：  00t t x x   (《 化工工艺工程设计 》 邹兰，阎传智 编 ) 公式（ ） 8 表 3 二氧化硫的浓度与 λ 值的关系 SO2 浓度， % λ SO2 浓度， % λ SO2 浓度， % λ 2 59 6 173 10 278 3 88 7 200 11 303 4 117 8 226 12 328 5 145 9 252 13 506 由上表 查 得 ，浓度为 8%的 SO2 对应的 λ 值为 226。 操作线温度的确定： 已知 催化剂的起燃温度为 360℃，使用的温度为 400580℃，考虑到 应使 操作线尽量与最适温度曲线靠近，且 出口温度在催化剂的使用温度范围内，取原料气的进口温度为 360℃，四段操作线的斜率根据原料气中 SO2 的浓度查 表得 1/226。 考虑到原料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，分别取第一段的降温的温差为 65，第二段的降温的温差为 50，第三段的降温的温差为 40，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 到四段反应器的操作曲线。 各段进口温度及转化率 表 4 一次转化分段转化率和温度 段数 一 二 三 四 转化率 ∕％ 进口温度 ∕℃ 360 480 450 420 由图 2 以及表 4 的数据可得： 转化器第一段操作线 方程： t=360+226() 9 第二段操作线方程 ： t=480+226() 第三段操作线方程 ； t=450+213() 第四段操作线方程 ； t=420+213() 01300 350 400 450 500 550 600 650 700 750TXT 图 2 四段反应过程的 XT 关系图 转化工序物料衡算 本设计为 12 万吨 /年硫酸转化系统工艺设计 （以每小时计算） ，由 SO2 =120200/(300 24 98 )= 可得实际进气总量为 为方便计算，本设计 假设进气总量为 1000kmol， 故在最后的 计算结果上需乘于系数 10 进一段气体量及成分 以 1000kmol的进气总量为标准进行计算 ， 已知 SO2 占 8%， O2 占 10%， N2 占 82% 2 1 0 0 0 0 .1 1 0 0O k m o l   2() 1 0 0 3 2 3 2 0 0Om k g   2 3() 1 0 0 2 2 .4 2 2 4 0OVm   2 1 0 0 0 0 .0 8 8 0S O k m o l   2() 8 0 6 4 5 1 2 0SOm k g   2 3() 8 0 2 2 .4 1 7 9 2SO    2 1 0 0 0 0 .8 2 8 2 0N k m o l   2() 8 2 0 2 8 2 2 9 6 0Nm k g   2 3() 8 2 0 2 2 .4 1 8 3 6 8NVm   出一段气体量及成分 2 8 0 (1 0 .8 1 8 6 ) 1 4 .5 1 2S O k m o l    3 8 0 0 . 8 8 6 6 5 . 4 8 8S O k m o l   2 110 0 65 .4 88 67 .2 562O k m ol    2 820N kmol 出二段气体量及成分 2 8 0 (1 0 .9 0 7 1 ) 7 .4 3 2S O k m o l    3 8 0 0 . 9 0 7 1 7 2 . 5 6 8S O k m o l   o 2=100 21 = 2 820N kmol 出三段气体量及成分 2 8 0 (1 0 .9 5 1 3 ) 3 .8 9 6S O k m o l    3 8 0 0 . 9 5 1 3 7 6 . 1 0 4S O k m o l   2 110 0 76 .1 04 61 .9 482O k m ol    2 820N kmol 出四段气体量及成分 2 8 0 (1 0 .9 7 7 9 ) 1 .7 6 8S O k m o l    3 8 0 0 . 9 7 7 9 7 8 . 2 3 2S O k m o l   2 11 0 0 7 8 .2 3 2 6 0 .8 8 42O k m o l    2 820N kmol 由以上计算汇总 转化器物料 衡算结果于表 5 11 表 5 转化器物料衡算结果 （ Kmol ） （ Kg ） （ 3m标 ） V（％） 进一段 SO2 8 O2 10 N2 82 ∑ 2174 100 出一段（进二段） SO2 SO3 O2 N2 ∑ 471031 100 出二段（进三段） SO2 SO3 O2 N2 ∑ 100 出三段（进四段） SO2 SO3 O2 N2 ∑ 100 出四段 SO2 SO3 O2 N2 ∑ 100 12 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 360℃ ， 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 6 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 4 . 7 1 / ( )360P SOT T T d TC k J m o l K           O2 的平均摩尔热容： 2 7 3 3 6 0 2 6 22732( 2 5 . 7 4 1 . 3 0 1 0 3 . 8 6 1 0 )3 0 . 8 0 / ( )360P OT T d TC k J m o l K       N2 的平均摩尔热容： 22 7 0 3 6 0 2 6 2270( 2 7 . 1 8 0 . 5 9 1 1 0 0 . 3 3 8 1 0 )2 9 . 7 8 / ( )360P 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 ： 13 SO2 所需热量 ： 8 0 4 4 .7 1 3 5 7 6 .8 6 5 kJ O2 所需热量 ： 1 0 0 3 0 .8 0 3 0 7 9 .5 2 1kJ N2 所需热量 ： 8 2 0 2 9 .7 8 2 4 4 2 3 .0 6 kJ ∑所需总热量 ： 带入热量 = 3 1 0 9 7 .4 4 3 6 0 1 1 1 8 8 6 0 0 kJ (2)已知 出 一段气体温度 545℃ ， 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 5 4 5 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 6 . 8 4 / ( )545P SOT T T d TC k J m o l K           SO3 的平均摩尔热容： 2 7 3 5 4 5 2 6 2 8 32733( 1 5 . 0 9 1 5 . 2 1 0 1 2 0 . 7 1 0 3 . 6 2 1 0 )6 6 . 4 4 / ( )545P SOT T T d TC k J m o l K           O2 的平均摩尔热容： 2 7 3 5 4 5 2 6 22732( 2 5 . 7 4 1 . 3 0 1 0 3 . 8 6 1 0 )3 1 . 5 9 / ( )545P OT T d TC k J m o l K       N2 的平均摩尔热容： 22 7 0 5 4 5 2 6 2270( 2 7 . 1 8 0 . 5 9 1 1 0 0 . 3 3 8 1 0 )3 0 . 2 9 / ( )545P NT T d TC k J m o l K    。