【正文】 在此，我再說一次感謝大家，你們幸苦了！[1] 孫正東，張一麟．我國硫磺和硫鐵礦制酸大型裝置綜述[J]．硫酸工業(yè)，2006（2）：512[2] 張龍銀．150kt／a硫磺制酸裝置的幾個特點[J]．2007(1)：3034[3] 魏而宏．我國硫酸原料路線狀況和展望[J]．硫酸工業(yè)，2005(1)：14[4] 葉樹滋．銅陵有色400kt／a硫鐵礦制酸生產(chǎn)實踐[J]．硫酸工業(yè)，2009(1)：2426[5] 孫正東．硫磺制酸裝置的設計[J]．硫酸工業(yè)，2005（6）：2432[6] 劉振河．化工生產(chǎn)技術［M］．高等教育出版社，2007（3）：[7] 孫正東．超大型硫磺制酸裝置的設計[J]．硫酸工業(yè)，2007（2）：1520[8] 袁亞飛．硫磺制酸裝置關鍵設備的選型[J]．硫酸工業(yè)，2000(4)：18[9] 楊斌．硫磺硫酸生產(chǎn)中主要設備[J]．硫酸工業(yè)，2001（7）：1114[10] 龐仁杰，寇洪慶．高溫廢熱鍋爐在硫磺制酸裝置上的應用[J]．2000（8）：710。其次要感謝我的同學對我無私的幫助，特別是在焚硫設備的相關信息方面，正因為如此我才順利的完成設計。除了敬王徐老師的專業(yè)水平外，他的治學嚴謹和科學教研的精神也是我學習的榜樣。老師平日里工作繁多，但在我做畢業(yè)設計的每個階段，從查閱資料到設計草案的確定和修改，中期檢查，后期詳細設計，裝配草圖，完成設計計算等過程中都給予了我悉心的指導。由于經(jīng)驗的匱乏，難免有許多考慮不周全的地方，如果沒有指導老師的督促指導，以及一起學習的同學的支持幫助，想要完成本設計是難以想象的。由于缺乏實踐經(jīng)驗，專業(yè)水平有限且手里資料不夠的原因，所以在設計過程中難免存在一些紕漏，請老師和同學批評指正。盡管在設計過程中取得了不少收獲，但我同時認識到理論與實踐之間的差距，感覺到自己的知識結構還不夠完善，有待于今后的繼續(xù)努力。在設計過程中，我受益匪淺。K)Q(O2)=CP(O2)(438115)T= kJCP(N2)=+103T= J/(molK) Q（SO2）=C P（SO2）(438115)T=103 kJ CP（SO3）=+103T= J/(molK)Q(O2)=C P(O2)(463175)T= kJCP(N2)=+103T= J/(molK) Q(SO2)=C P（SO2）（463175)T= kJ CP(SO3)=+103T= J/(molK)Q(O2)=CP(O2)(519439)T= kJCP(N2)=+103T= J/(molK) Q（SO2）=CP（SO2）(519439)T= kJ CP（SO3）=+103T= J/(molK)Q(O2)=CP(O2)(609438)T= kJC P(N2)=+103T= J/(molK) Q(SO2)=CP（SO2）(609438)T= kJCP(SO3)=+103T= J/(molK）Q=K）Q5=32（140－）= kJQ/=Q1+Q2+Q3+Q4+Q5= kJB. 熔硫槽散熱損失=（tw －t），kJ式中：F—熔硫槽頂蓋外表面積，㎡ F=85=40㎡ αT—對流和輻射傳熱分系數(shù)，W/（㎡K)Tcp=+℃T=273+= KCp=[++(－)2]= kJ/（kgK）Q1=32）= kJ正交晶硫變?yōu)閱涡本Я虻霓D變熱為Q2Q2=32= kJ正交晶硫變?yōu)閱涡本Я虻霓D變熱為放熱反應℃℃176。K）Tcp=（32+）/2=℃T=273+= KCp=(+247。 熔硫階段熱量衡算精硫消耗量：32 kg熔硫蒸汽壓力：~ MPa（絕壓） MPa液流溫度：130~150，平均140℃大氣溫度：32℃正交晶硫變?yōu)閱涡本Я驕囟龋骸孓D變熱： kJ/kg單晶硫熔點：℃硫熔化熱： kJ/kg（1）熔硫槽所需總熱量熔爐所需的總熱量Q，一般包括不含水的固體硫磺所耗熱量Q/及散熱損失=Q/+QA. 熔融不含水的固體硫磺所耗的熱量Q/此系硫磺從32℃到140℃熔融過程（見圖33）各個階段所需熱量的總和。SO3吸水后可得硫酸的量為：1981000=98000 g消耗水的量為：1181000=18000 g所需98% H2SO4的質量為：18000 g/2%=900000 g第二吸收塔出口處 H2SO4和水混合物質量為900000 g+98000 g18000 g=980000g （2）工藝水的計算： 設需要的工藝水質量為X， （900000 g98%+98000 g）/（X+98000 g）= 98% X= 902000 g 所以所需工藝水的質量為902000 g 年產(chǎn)30萬噸硫酸原料消耗量本設計年產(chǎn)30萬噸硫酸（以98%硫酸計），其所需原料量及組成計算如下。2. 第二吸收塔所需硫酸及工藝水的計算第二吸收塔硫酸水溶液工藝水SO2 O2 N2 SO398%硫酸放空圖42第二吸收塔衡算示意圖圖32為第二吸收塔流程簡圖，由此圖計算硫酸和水的質量。SO3+H2O=H2SO4 31 由SO3的消耗量及化學方程式31可得：SO3吸水后可得硫酸的量為：981000 =242942 g消耗水的量為：2. 479181000=44622 g所需98% H2SO4的質量為: 44622g247。 SO2 + 1/2 O2 = SO3 初始 kmol 反應 1/2 最終 0 表47 第五轉化階段物料衡算數(shù)據(jù)輸入組分Kmol摩爾分數(shù)/%輸出組分Kmol摩爾分數(shù)/%SO2SO200O2O2N2N2SO3SO3總計100100 工藝中所需98%硫酸及工藝水的計算1．第一吸收塔所需硫酸及工藝水的計算第一吸收塔98%硫酸去第四轉化段硫酸水溶液工藝水N2 O2 SO2 SO3圖41第一吸收塔衡算示意圖圖31為第一吸收塔流程簡圖，由此圖計算硫酸和水的質量。 SO2 + 1/2 O2 = SO3 初始 kmol kmol 反應 1/2 最終 表46為第四轉化階段物料衡算數(shù)據(jù)。 SO2 + 1/2 O2 = SO3 初始 kmol kmol 反應 1/2 最終 表45為第三轉化階段物料衡算數(shù)據(jù)。 SO2 + 1/2 O2 = SO3初始 kmol kmol 反應 1/2 最終 表44為第二轉化階段物料衡算數(shù)據(jù)。 SO2 + 1/2 O2 = SO3初始 1 kmol kmol 0 反應 1 1/21 1 最終 表43為第一轉化階段物料衡算數(shù)據(jù)。 表41 硫磺制酸轉化工段性能參數(shù)轉化段轉化率進口溫度出口溫度一419609二438519三439463四418438五430442 焚硫工段物料衡算以1 kmol精硫為基準進行計算，硫完全燃燒；%。 本設計所需達到的工藝指標1．在干燥塔內自塔頂噴淋的98%硫酸吸收掉空氣中的水分，再經(jīng)鼓風機溫度由60℃升高到100℃進入焚硫爐。2404，立式/液F，Q=35 m3/h焚硫爐進料泵立式/液下，KestnerZFAP4S, Q=