【正文】 [J].（2）：14.[8]感謝冶化系各位老師的培養(yǎng)和在學(xué)業(yè)上給予的幫助！感謝我的家人對我始終如一的支持，在此，對他們致以崇高的敬意。我要感謝我的指導(dǎo)老師趙佩老師，在她的悉心指導(dǎo)下,我的論文才得以完成。如今，伴隨著這篇畢業(yè)論文的最終成稿，復(fù)雜的心情煙消云散，自己甚至還有一點(diǎn)成就感。 由表1知：n(SO)=15 kmol n(O)= kmol n(N)= kmol三、二氧化硫催化氧化工序：工藝條件570, k=由凈化和干燥工序輸送來的原料量n(SO)=15kmol n(O)= n(N)= kmol x(SO)=11% x(O)=% x(N)=%物料流程示意圖如圖圖74：SO為11%%%催化氧化－ x－x x圖74 二氧化硫催化氧化工序計(jì)算基準(zhǔn)1mol原料 平衡轉(zhuǎn)化率為xSO+O SO開始 轉(zhuǎn)化 x 平衡 － －x 輸出總物料量：－+ －x+ + =1－ xk=k=k=則x= 輸出總物料1－=W(SO)=100%=%W(O)=100%=%W(SO)=100%=%W(N)=100%=%表72 輸入—輸出物料表 基準(zhǔn)1mol原料輸入輸出組分物質(zhì)的量（mol）摩爾分?jǐn)?shù)（%）組分物質(zhì)的量（mol）摩爾分?jǐn)?shù)（%）SO11SOOONSON總計(jì)1100100由凈化和干燥工序輸送來的原料量n=四、SO的吸收工序原始數(shù)據(jù)：硫酸的生產(chǎn)能力為10萬噸/年；年工作時間7200h純度為98%的濃硫酸SO+HO= HSO以1 h為基準(zhǔn)=13889 kg/h純硫酸量1388998%=13611kgSO+HO= HSO X 13611 80 98 = X=11111kgn(SO)===139 kmol由硫鐵礦焙燒工序和二氧化硫催化氧化工序知 kmol的SOy硫鐵礦生成139 kmol的SO=y=12年產(chǎn)10萬噸98%的濃硫酸，每小時需要焙燒12t硫鐵礦 熱量衡算沸騰焙燒爐能量衡算計(jì)算基準(zhǔn)：以1t硫鐵礦[即n(FeS)=]為基準(zhǔn)，溫度基準(zhǔn)為25（，計(jì)算中涉及的溫度實(shí)為溫差）。污水和污酸主要來自凈化工序，污水、污酸中含有硫酸、砷、氟、鉛、鐵、硒等，酸、砷、氟等，對生態(tài)環(huán)境危害很大，排放前必須處理。D、干吸工段采用兩次吸收，塔的分酸裝置采用管式分酸器，總吸收率可達(dá)≧%。B、凈化工序采用封閉酸洗，付產(chǎn)10%濃度稀酸，可用稀酸泵將此稀酸送到磷肥車間與濃硫酸相配生產(chǎn)磷肥，酸泥與礦渣相混，賣給水泥廠生產(chǎn)水泥。圖52 冷卻后、泵前串酸干吸工序流程圖 三廢處理工藝生產(chǎn)過程產(chǎn)生的廢氣主要來源為：二吸塔出來的SOSO3。根據(jù)產(chǎn)品的要求，也可引出少量作為成品酸輸出。98％H2SO4的硫酸吸收系統(tǒng)的酸亦在吸收SO3時濃度升高，溫度上升，出塔后在泥酸罐中與干燥塔串來的93％H2SO4的硫酸混合，％％H2SO4的硫酸，必要時可加人水。105％H2S04的發(fā)煙酸由吸收塔上部分酸裝置均勻分布在填料上，與轉(zhuǎn)化氣逆流接觸．酸濃度和溫度上升，然后從塔底排出，進(jìn)入混酸罐(成循環(huán)酸槽)與來自98％H2S04的硫酸吸收系統(tǒng)的98％H2SO4的硫酸混合，控制循環(huán)酸中戰(zhàn)況含量在l04．6％一l05．0％之間。少數(shù)廠家配有105％發(fā)煙酸吸收塔，生產(chǎn)20％S03(游離)標(biāo)準(zhǔn)發(fā)煙硫酸，其流程見圖51。5．2．1 一轉(zhuǎn)一吸干—吸系統(tǒng)工藝流程目前中國硫酸生產(chǎn)，由于技術(shù)發(fā)展的歷史原因，仍有采用一轉(zhuǎn)一吸工藝的。中國硫酸廠多取噴淋密度在15—25 m179。吸收設(shè)備為填料塔時，酸量不足，填料的潤濕率降低，傳質(zhì)面積減少，吸收率降低；相反，循環(huán)酸量亦不能過多，過多對提高吸收率無益，還會增加氣體阻力，增加動力消耗，嚴(yán)重時還會造成氣體夾帶酸沫和液泛。循環(huán)酸量的影響為較完全地吸收三氧化硫．循環(huán)酸量的大小亦很重要。表51 水蒸氣含量與轉(zhuǎn)化氣露點(diǎn)的關(guān)系水蒸氣含量轉(zhuǎn)化器的露點(diǎn)112121127131135138141 在高溫吸收工藝中，進(jìn)塔氣體溫度提高到180一230℃，這樣氣體在吸收塔中各部位均能保持在露點(diǎn)溫度以上，出轉(zhuǎn)化器的氣體不必冷卻。 從表51可以看出，／m179。但在吸收轉(zhuǎn)化氣中SO3時，為避免生成酸霧，氣體溫度不能太低。進(jìn)塔氣溫的影響進(jìn)塔氣溫對吸收SO3亦有較大影響。％硫酸作吸收劑，因其液面上水、三氧化硫和硫酸的總蒸氣壓最低，吸收率最高。第五章 三氧化硫的吸收5．1三氧化硫吸收的工藝條件吸收酸濃度因?yàn)镾O3易溶純硫酸中。而且爐氣中 SO含量超低，換熱面積增加得越多?！皟赊D(zhuǎn)兩吸”流程亦有其缺點(diǎn)：①由于增設(shè)中間吸收塔，轉(zhuǎn)化氣溫度由高到低，再到高，整個系統(tǒng)熱量損失較大。③“兩轉(zhuǎn)兩吸”流程多了一次轉(zhuǎn)化和吸收，雖然投資比一次轉(zhuǎn)化高10％左有，但與“一轉(zhuǎn)一吸”再加上層氣回收的流程相比，實(shí)際投資可降低5％左有，生產(chǎn)成本降低3％。②能夠處理SO含量高的爐氣。①最終轉(zhuǎn)化率比一次轉(zhuǎn)化高，％～％。圖41 3+1, Ⅲ、ⅡⅣ、Ⅰ兩次轉(zhuǎn)化流程1第一換熱器；2第二換熱器；3第三換熱器；4第四換熱器；5轉(zhuǎn)化器；6第一吸收塔Ⅳ、ⅠⅢ、Ⅱ這種換熱組合流程得優(yōu)點(diǎn)是：當(dāng)?shù)谝欢未呋瘎┗钚越档?，反?yīng)后移，則Ⅱ、Ⅲ換熱器能保證一次轉(zhuǎn)化達(dá)到反應(yīng)溫度。例如3+1, Ⅲ、ⅡⅣ、Ⅰ 流程：指第一次轉(zhuǎn)化用三段催化劑，第二次轉(zhuǎn)化用一段催化劑；第一次轉(zhuǎn)化前，含SO氣體通過換熱器的次序?yàn)榈冖髶Q熱器(指冷卻從第Ⅲ段催化劑床層出來的轉(zhuǎn)化氣用的換熱器)，第Ⅱ換熱器；第二次轉(zhuǎn)化前，含SO氣體通過換熱器的次序?yàn)榈?Ⅳ換熱器，第Ⅰ換熱器，如圖41所示。采用兩次轉(zhuǎn)化工藝時，催化劑裝填段數(shù)及其在前后兩次轉(zhuǎn)化的分配與最終轉(zhuǎn)化率、換熱面積大小有很大關(guān)系。為此，人們在提高轉(zhuǎn)化率方面,從催化轉(zhuǎn)化反應(yīng)熱力學(xué)及動力學(xué)尋找答案，先后開發(fā)出“加壓工藝”、“低溫高活性催化劑”及“兩轉(zhuǎn)兩吸”工藝等技術(shù)?！耙晦D(zhuǎn)一吸”流程主要的缺點(diǎn)是，SO的最終轉(zhuǎn)化率一般最高為97％，若操作穩(wěn)定和完善時，％，硫利用率不夠高，排放尾氣含SO較高，若不回收利用，則污染嚴(yán)重。 C．噪音較大。缺點(diǎn)：A．鼓風(fēng)旦小，一般只用于小型制酸裝置。C．出口壓力高，可在0．4MPa下運(yùn)行。結(jié)構(gòu)簡單。離心式鼓風(fēng)機(jī)可用于大中小型各種規(guī)模的制酸裝置，使用、維修均較方便。有的為單軸承單面進(jìn)氣，有的為雙軸承雙面進(jìn)氣。 離心式鼓風(fēng)機(jī)盡管型號不一．但結(jié)構(gòu)差不多。容積式通常使用羅獲鼓風(fēng)機(jī)。圖42 內(nèi)部換熱式轉(zhuǎn)化器 沸騰床轉(zhuǎn)化器 圖43為前蘇聯(lián)用的四段沸騰床轉(zhuǎn)化器。 圖41 外部換熱式轉(zhuǎn)化器 外部換熱式較內(nèi)部換熱式轉(zhuǎn)化器結(jié)構(gòu)簡單．便于制造、安裝和維修，易于實(shí)現(xiàn)大型化。E．設(shè)備應(yīng)便于制造、安裝、檢修，便于更換催化劑。C．設(shè)備阻力既要小．又能使氣體在床層內(nèi)部分布均勻。無論何種形式轉(zhuǎn)化器，在設(shè)計(jì)時應(yīng)考慮以下因素：A．轉(zhuǎn)化過程要盡可能滿足最佳溫度曲線的要求，以減少單位酸產(chǎn)量催化劑的使用量，一般出口溫度不超過600℃。下面主要介紹轉(zhuǎn)化器、換熱器及鼓風(fēng)機(jī)。加采用兩次轉(zhuǎn)化兩次吸收流程，％以上。一次轉(zhuǎn)化一次吸收流程，在尾氣不回收的情況下，％～98％時，硫酸的生產(chǎn)成本最低。所以最終轉(zhuǎn)化率也有個最佳值問題。最終轉(zhuǎn)化率最終轉(zhuǎn)化率是硫酸生產(chǎn)的主要指標(biāo)之一。若原料改變或具體生產(chǎn)條件改變時，最佳濃度值亦將改變。但是，降低爐氣中二氧化硫濃度，將會使生產(chǎn)每噸硫酸所需要處理的爐氣量增大，這樣，在其他條件一定時，就要求增大其它設(shè)備的尺寸，或者使系統(tǒng)中各個設(shè)備的生產(chǎn)能力降低，從而使設(shè)備的折舊費(fèi)用增加。為達(dá)到一定的最終轉(zhuǎn)化率所需要的催化劑量也隨之增加。各段溫度的分布情況，隨催化氧化流程的不同有所不同。其反應(yīng)溫度與SO的起始濃度有直接關(guān)系，且受到催化劑活化溫度的限制。如果催化劑的顆粒較小，反應(yīng)溫度比較低時，這時的阻力主要來自表面反應(yīng)，內(nèi)擴(kuò)散的影響可以不考慮。外擴(kuò)散主要由氣流速度所決定，實(shí)際生產(chǎn)中，二氧化硫氣體通過催化劑床層的氣流速度是相當(dāng)大的，故外擴(kuò)散的影響可忽略不計(jì)。該反應(yīng)是一個氣固相催化反應(yīng)，擴(kuò)散過程對反應(yīng)速率也有一定影響，特別當(dāng)溫度較高，表面反應(yīng)速率較大時，擴(kuò)散的影響就更不可忽視。爐氣的起始濃度對反應(yīng)速率也有影響，爐氣中SO起始濃度增大，氧的起始濃度則相應(yīng)地降低，反應(yīng)速率則隨之減慢。表43是在一定起始?xì)怏w組成條件下，對應(yīng)于不同轉(zhuǎn)化率，該反應(yīng)的最適宜溫度。溫度對該反應(yīng)的速率有很大影響。氣體的起始組成中,a越小或 b越大,平衡轉(zhuǎn)化率越大，反之亦然。由表41可知，其他條件不變時，增大壓力，平衡轉(zhuǎn)化率也隨之增大，但壓力對平衡轉(zhuǎn)化率的影響沒有像溫度對平衡轉(zhuǎn)化率的影響那樣顯著。溫度越低，則平衡轉(zhuǎn)化率越高。(1)溫度 由表4l和表42均可看出，當(dāng)壓力、爐氣的起始組成一定時。表41 平衡轉(zhuǎn)化率(％)與溫度、壓力的關(guān)系T/CP/MPa400450500550600而在常壓下平衡轉(zhuǎn)化率與起始組成、溫度的關(guān)系如表42所示。 O的剩余體積b a x,平衡時氣體混合物的總體積為100 a x，故氧的平衡分壓可表示為： P=P （46） 將式（46）代入式（45）得： x= （47） 式(4—7)是關(guān)于x 的隱含數(shù)，可由試差法求解。由此不難得出： x= （45） 若以a,b分別表示混合氣體中SO，O 的初始體積或摩爾含量，p表示系統(tǒng)總壓力(MPa)。平衡轉(zhuǎn)化率則反映在某一溫度下，反應(yīng)可以進(jìn)行的極限程度。其平衡常數(shù)可表示為： K= （42）式中P,P,P—分別為SO、O及SO的平衡分壓。第四章 二氧化硫的催化氧化二氧化硫氧化為三氧化硫的反應(yīng)為： 此反應(yīng)是可逆放熱、體積縮小的反應(yīng)。為維持干燥酸濃度，必須將吸收系統(tǒng)98％H2S04引入酸貯槽中。圖33 爐氣干燥工藝流程1干燥塔；2酸冷卻器3干燥酸貯槽經(jīng)凈化除去雜質(zhì)的濕爐氣及補(bǔ)加空氣，在干燥塔內(nèi)與塔頂噴淋的濃硫酸逆流接觸，氣相中水分被硫酸吸收，經(jīng)捕沫器除去氣體夾帶的酸沫后進(jìn)入轉(zhuǎn)化系統(tǒng)。爐氣中的水蒸氣分壓大于硫酸液面上的水蒸氣分壓時，爐氣即被干燥。濃硫酸具有強(qiáng)烈的吸水性，常用于氣體干燥。礦塵、砷、硒、氟和酸霧清除后，還需清除水分，如此才算完成凈化。在泡沫塔后設(shè)一臺最終逆噴型洗滌器，以脫除殘余的不溶性顆粒塵埃及大部分殘余酸霧。圖32 動力波三級洗滌器凈化流程6一級和二級動力波洗滌器泵； 7一級和二級動力波洗滌器；3板式冷卻器；4氣體冷卻塔泵；5氣體冷卻塔首先，含塵爐氣進(jìn)入一個初級逆噴型洗滌器，氣體在這里急冷降溫，酸霧等冷凝，同時除塵，除塵效率可達(dá)90％左右。泡沫區(qū)中氣液接觸非常密切，可有效地脫除塵埃細(xì)粒、冷卻氣體和多級吸收氣體。其中有逆噴型和泡沫塔型兩種洗滌器應(yīng)用于制酸的凈化。動力波凈化工藝 動力波凈化工藝是目前比較先進(jìn)的一種凈化流程，它主要采用動力波洗滌器進(jìn)行洗滌凈化，其凈化效率較高，該工藝常見的流程是動力波三級洗滌器凈化流程。此外，爐氣中的三氧化硫全部損失，二氧化硫也不能保全，故硫的利用率低。與酸洗流程相比，水洗流程設(shè)備少、投資省、凈化效果較好，適用于砷，氟和礦塵含量高的爐氣凈化。（3）“文文冷電”水洗流程。（2）“文泡電”水洗流程。（1） “文泡文”水洗流程?！皟伤黄鲀?