年产30万吨硫酸毕业设计说明书.doc

1 文献综述
1.1概述
近十几年以来,我国硫酸工业得到很大的发展, 重要的标志之一是硫酸工程设计项目多、质量好、技术水平高、经济效益和社会效益显著。我国自行设计、自己建设的中、小型硫酸工程遍及全国, 还承担了许多大型硫酸工程设计。此外, 从国外引进了一些先进的硫酸技术。硫酸工程设计的进步，大大改变了我国硫酸工业的技术状况。
硫酸工程设计因采用的原料不同其形式各异，工艺过程和设备须与所用的原料相匹配。以前我国以硫铁矿生产硫酸为主体，在今相称长的时期内，这种情况不会有较大的变化；以重有色冶金工业的冶炼烟气生产硫酸，是我国硫酸工业的重要组成部分；随着硫磺供应的增长, 愈来愈多的新建工程从治理环境、生产简便和经济角度考虑，选用以硫磺生产硫酸；以石膏、磷石膏为原料生产硫酸、联产水泥的工程，也有新的发展。一般情况下，以硫铁矿制酸工艺较复杂些，硫磺制酸过程简便些。
硫酸工程设计与消费有关, 由于硫酸产品大部分用于生产磷肥等化学肥料, 所以硫酸工程大部分和磷肥工业配套建设。比较典型的是小磷铵工程中的120t/d硫酸工程；120kt/a磷铵工程中的600t/d硫酸工程；240kt/a磷铵工程中的1200t/d硫酸工程；尚有配合重钙生产的硫酸工程。对重有色金属冶炼工业的硫酸工程, 硫酸装置的规模大小取决于冶炼的金属和所选用的冶炼工艺。在这些联合公司中, 硫酸装置的投资费用是举足轻重的，所占的比例均较高。由于磷肥工业和重有色冶金工业的装置日趋大型化，配套的硫酸装置也相应大型化。然而, 毕竟硫酸生产不是这些公司的主体装置，所以硫酸工程的设计不应喧宾夺主, 而应为主体装置“服务”。装置的设计要有其适应性和灵活性。硫铁矿制酸的南化、开封、云峰、铜陵、黄麦岭、大峪口等大型硫酸工程和冶炼烟气制酸的贵溪、白银、葫芦岛、韶关、株洲、金川、金隆等大型硫酸工程的设计都在不同限度上考虑了其配套的地位。
硫酸工程设计广泛采用了先进的技术和装备。在许多工程设计中，应用我国自己开发的新技术，也引进了国外一些新技术；大量使用国内研制的装备，亦引进了一些先进和大型的设备；还推广使用了许多新材料等。这些措施大大改善了工艺和装备状态，延长了装备的使用寿命，减少了维修。我国是世界上使用硫铁矿生产硫酸最多的国家，在矿制酸方面也是最成熟和最富有经验的国家。有一流的沸腾焙烧技术，较全面地掌握了气体净化方面的技术，效果和指标均较好。对装置的机械化和自动化作了足够重视，特别是在大型装置中，原料的贮运、装卸,采用和移植其他工业部门行之有效的设备，提高机械化的水平。控制方面，已经在一些大型工程中，设立了集散系统(DCS)，提高了工程设计的自控水平。
工程设计的组织体制逐步与国际接轨，推广了以项目经理负责制为中心的新体制，提高了管理水平，适应了进入国际市场的需要。许多设计单位的装备不断地改善和提高，应用了CAD辅助设计系统，开发和引进了许多应用软件，计算、方案选择、出图均由微机完毕，保证了设计质量，加快了设计进度。设计单位的设计质量普遍提高了，具体反映在这些年建设的硫酸工程成功率十分高，许多设计单位还通过ISO9001质量体系认证，取得了向国际市场进军的通行证。
1.2硫酸几种不同的生产工艺
1.2.1以硫磺为原料
进口硫磺可充足运用世界硫资源，以补充我国硫资源的局限性，其前提是世界上要有多余的硫磺供应。硫磺进口量的多少受多种因素影响，据最近国际硫研究所和加拿大棱镜硫磺公司的资料，对世纪年代以来世界硫磺供应总量和需求总量的记录和未来的预测至年表白，世界硫磺供需总量是平衡的，并且呈现不同限度的供大于求，多余的部提成为库存在不同地区、不同时期硫的供应或硫的需求发生着变化，但硫的供应总量和需求总量基本上平缓地上升，即使年我国进口硫磺达占世界硫磺贸易量的，也未出现总体上生产和供应小于需求的态势。上述资料也许有局限性，不够全面，但可看出在世界范围某些地区的变化和世界总量的变化是有区别的。拿我国的情况看，年硫铁矿制酸，硫磺制酸仅几十万吨年矿制酸减少到，硫磺制酸升至其中矿制酸改为硫磺制酸的量净增长了世界硫的消费，而其余增长的硫磺制酸大部分用于增产磷肥，并且重要是以产抵进，这样就减少了国外磷肥的生产，即减少了国外硫的消费量。所以，我国使世界硫磺消费净增长量实际低于进口硫磺的增长量。
总体上世界硫磺供应略有富余，但年以来世界硫磺的价格逐渐抬高，因素何在目前硫磺生产重要地区是美国、加拿大、中东、前苏联，世界硫磺贸易最大进口国是中国占最大出口地区是加拿大和中东总和。以下几个因素影响国际市场硫的供需平衡和价格：我国以及印度近几年强劲的需求；中东局势动荡影响；中东产油国硫磺贸易；前苏联国家是硫磺生产大国，因存在储运困难，近年进入贸易市场的量还不够大世界运送保险费大幅度增长世界海运费大幅度增长加拿大铁路运送费用增长。硫磺贸易中所占份额最大的是加拿大、中东出口方和中国进口方，因中东不稳定的局势和费用上涨，加拿大随之涨价的也许性也是存在的，受影响最大的是我国。目前的高价位应当能促使我国硫磺制酸增长的势头下降。
假如我国进口硫磺的增长率逐步减小，上述其它几项不利因素逐步缓解，市场供应量增长，在市场经济的环境下价格有望不再增长而有小幅度回落，但不也许再回到年以前的低价位。未来几年我国硫磺制酸在现有生产能力的基础上保持平稳的增长是恰当的。
1.2.2以硫铁矿含伴生硫铁矿为原料
硫铁矿是我国的自有资源，从我国这个人口，大国的安全和经济发展考虑，保持一定规模的硫铁矿采选能力和硫铁矿制酸能力是需要的。同时，从我国硫铁矿资源状况上考虑又应当节约使用，恰本地运用国外的硫资源。我国已是国际市场中重要的一员，因而特别需要研究和把握好国际市场，为硫酸的长期发展争取有利条件，硫铁矿制酸可以起到重要的调节、平衡作用。假如将硫铁矿制酸改为硫磺制酸，将净增长世界硫磺的消费需求，维持现有硫铁矿原料能力并稳步增长不仅对国家经济安全有利，并且可以稳定世界硫磺市场，反过来对我国进口硫磺有利，总体上对我国硫酸工业的长期发展有利。稳定和发展硫铁矿制酸要重视发展硫铁矿矿源和发展硫铁矿制酸生产装置。发展硫铁矿矿源涉及后备资源的勘探、资源开发运用的规划和评价、资源合理运用的研究、技术开发、矿山建设、提高生产能力和技术水平等。发展硫铁矿制酸生产装置涉及工艺技术和装备水平的提高、减少环境污染、解决矿渣的综合运用、大型化等。要本着节约资源的观点，矿山和硫酸厂都要考虑在充足运用中、高品位矿的同时如何运用好低品位矿，提高资源的综合运用率。
1.2.3冶炼烟气和其它原料
冶炼烟气重要是有色金属硫化矿物冶炼时产生的含二氧化硫烟气，冶炼烟气制酸实际是冶炼厂的副产品，是随着冶金工业的发展而发展。我国冶炼烟气制酸发展迅速，已形成较大的生产能力，其硫酸产量占全国总产量的左右。石膏、磷石膏是我国硫酸原料潜在的硫资源,目前已有口以上的工业生产能力，但近期大规模发展的条件还不够成熟。我国煤炭中所含的硫也是潜在的硫资源，目前燃煤烟气脱硫重要采用抛弃法，回收这部分硫的开发研究和工业化应当加紧进行。
1.2.4硫磺制酸与硫铁矿制酸的优缺陷比较
目前我国硫酸工业是硫铁矿制酸和硫磺制酸为主。随着生产技术的发展和市场经济的变化，硫磺制酸体现了越来越多的优点：
1.沿海地区原料到厂价格约为450-550元/吨，国内硫铁矿到厂价格为200 -220元/吨（折35%S）。硫磺制酸消耗的水、电和原料费用低于硫铁矿制酸。生产成本的减少有助于公司提高经济效益；
2.硫磺制酸装置中省掉了焙烧、净化工段，只有熔硫、焚化、转化、干吸、成品工段，原料的加工也比硫铁矿制酸装置简朴，因此工艺流程短，物料解决量少，设备少，建设工期短。其基建投资约为硫铁矿装置的50%。也减少了装置的管理费用。
3.原料运送量少，硫磺杂质少，产品质量好，单位产品能耗低，热能运用效率高。
4.废物排放量少，有助于环境的保护。
由于上述因素，采用硫磺为原料制取硫酸有更大的优越性。
由于我国硫铁矿资源较丰富,国内的硫酸公司基本采用矿石制酸工艺。但随着社会对环境质量规定的不断提高，人们的环保意识越来越强，矿石制酸工艺存在的对环境污染大的问题越来越突出，到了必须进行工艺改善的地步，硫磺制酸比较简朴，它把硫磺燃烧后变成二氧化硫，用水吸取，而硫磺的浓度又比较高，对里边杂质的清除就比较简化，而硫铁矿要把二硫化铁烧成氧化铁，然后二氧化硫出来，又要在沸腾炉内，后期的除尘、净化等工序非常繁琐。过去硫铁矿含硫量很高，现在硫铁矿的含硫量很低，并且运送成本越来越高，这些因素都促使硫磺制酸工艺的不断推广。从而选择清洁生产工艺--硫磺制酸。但随着我国磺制酸工艺的普及，我国对硫磺需求量也不断加大，2023年我国硫资源消费量约2023万吨，占世界总消费量的2/5，进口硫（硫磺、硫酸）占国内硫消费量的90%左右。随着硫需求的不断上升，供应价格不断上涨，公司生产成不也不断提高，这些都促使我们改善生产工艺，提高硫磺运用效率。
中国硫酸生产由硫磺制酸、硫铁矿制酸和冶金烟气制酸构成，2023年硫酸产量构成是硫磺制酸占44%，硫铁矿制酸占32%，冶金烟气制酸占23%，其它约1%。目前我国硫酸生产问题之一是我国硫磺需求量的90%依靠进口。硫磺制酸基本上是为磷肥公司配套建设的，因此我国磷肥生产严重地受控于国际硫磺市场。问题之二是硫铁矿制酸前景黯淡，一方面是硫铁矿制酸即耗能又排酸渣污染环境，世界上几乎只有中国运用硫铁矿制酸，随着全球加强环境保护，硫铁矿制酸很也许被淘汰；另一方面是硫铁矿制酸受制于硫磺价格，2023年国际市场硫磺价格暴涨，我国硫铁矿制酸产能扩张；目前国际市场硫磺价格回落到合理价位，部分硫铁矿制酸被迫停产或关闭；虽然硫铁矿制酸是运用本国丰富的硫铁矿资源，但是硫铁矿制酸没有竞争力，依靠硫铁矿资源并不能保障我国硫供应平稳。

表1 中国硫酸产量与构成

2023
2023
2023
2023
2023
2023
2023

硫酸产量 万吨

3052

3371

3995

4615

5033

5413

5133

硫磺进口量 万吨

409

409

677

831

881

965

841

硫铁矿制酸 %

39.52

38.65

35.84

35.97

31.65

硫磺制酸 %

36.44

37.41

40.65

42.80

44.37

烟气制酸 %

22.71

22.31

22.15

21.24

23.11

其他制酸%

1.34

1.63

1.335

0.82

1.2.5 硫磺中杂质对制酸工艺的影响
硫磺中的杂质重要有灰分、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。但它们以固态通过堆存、装卸和运送,以及用户的库存,将受到各种固体杂质的污染,使其灰分含量增长。硫磺中灰分能污染加热表面而减少它的传热系数,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0.05%。
2. 水分
硫磺中的水分在熔硫和液硫澄清过程中基本上所有被蒸发掉。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)增长16.6%。
液态硫磺含水分0.01%～0.03%是正常的.固态硫磺当含水分在1%以上,熔硫时则剧烈起跑,影响正常操作。水分含量增高,则酸度增长,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映而产生少量的硫化氢:
8C5H12 +13S →5C8H14 +13H2S
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,气体中除经常具有浓度不等的H2S外,还存在浓度恒定为0.01%(mol计)的C8H14. H2S。有的可以达成或超过燃爆浓度(常温下为>4.3%,但液硫贮槽温度132℃下为>3.4%)。但回收硫中,烃类含量少,不会达成爆炸限,而C8H14浓度始终恒定,可以认为它已经与硫磺中烃类达成平衡。在138℃以下,烃类与硫的反映速度很慢,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长,这种反常现象是由于反映生成多硫化氢(H2S4)之故。温度减少也有分解出H2S的倾向。
1.3硫酸的性质
纯硫酸（H2SO4）是一种无色透明的油状液体，相对密度为1.8269，几乎比水重一倍。工业生产的硫酸是指SO3和H2O以一定的比例混合的溶液，而发烟硫酸是其中SO3和H2O摩尔比大于1的溶液。由于发烟硫酸的SO3蒸气压较大，暴露在空气中能释放出SO3，和空气中的水蒸气迅速结合并凝结成酸雾而得名。
硫酸的浓度通常用其中所含硫酸的重量百分数来表达。如98%硫酸，就是指其中具有98%重量的硫酸和2%重量的水。习惯上把浓度≥75%的硫酸叫做浓硫酸，而把75%以下的硫酸叫做稀硫酸。各种硫酸的组成如表1-1所示：
表1-1 工业硫酸的组成
名称
H2SO4
重量%
SO3/ H2O
组成，%
名称
H2SO4
重量%
SO3/ H2O
组成，%
SO3
H2O
SO3
HO2
93%硫酸
98%硫酸
无水硫酸
93.00
98.00
100.00
0.713
0.903
1.00
75.92
80.00
81.63
24.08
20.00
18.37
20%发烟硫酸
65%发烟硫酸
104.50
114.62
1.30
3.29
85.30
93.57
14.70
6.43
1.3.1相对密度
相对密度即单位体积硫酸的重量与同体积4℃水的重量之比。相对密度与密度在概念上是不同的，密度即单位体积硫酸的质量，g/cm³。但对于同一条件下的同一硫酸的相对密度与密度在数值上是同一的。
硫酸相对密度是温度与酸浓度的函数。当固定温度，硫酸的相对密度随浓度升高而升高。当固定硫酸浓度，相对密度则随温度升高而下降。此属于一般的变化规律。此外当酸浓度在0～100%范围内，在任何温度下，以98.3%浓度下的相对密度为最大。当硫酸浓度属于发烟酸范围时，以含游离SO3在50%～65%浓度下的相对密度为最高。SO3%游离量低于此区域，相对密度随游离SO3%增长而升高。游离SO3%高于此区域，相对密度随游离SO3量增长而下降。
1.3.2硫酸的结晶温度
液体硫酸转变为固体硫酸时的温度称为结晶温度。结晶温度随硫酸浓度不同而变化，其变化关系是不规则的。市场上几种常见硫酸品种的结晶温度如表1－2所示：
表1-2 常用硫酸和发烟硫酸的结晶温度
硫酸浓度%（重量）
结晶温度℃
硫酸浓度%（重量）
结晶温度℃
10.0
－4.7
100
+10.371
76.0
－22.2
游离SO310
－1.5
93.0
－27.0
游离SO320
+2.5
98.5
+1.8
游离SO365
－0.35
掌握了硫酸结晶温度具有下述意义：
a.了硫酸贮存输送提供了防止发生冻酸的温度控制依据。
b.为了拟定产品浓度范围提供了依据。
c.对处在不正常情况下发生的酸冻结因素分析提供了理论依据。
1.3.3硫酸的热容、热焓
热容指在不发生相变又不发生化学反映和无其它功能的条件下，单位硫酸温度升高或减少1℃时，所引起的热量变化。以摩尔为单位，即摩尔热容[ KJ/（mol·K）]，以质量公斤为单位即为比热[KJ/（mol·K）]。从实验上得知，将同一种浓度的硫酸从0升高到1与从99升到100所需要的热量是不同的。可见不同的温度下有不同的热容，为了使用上的方便，在工程计算中采用平均热容。热焓是指某一单位重量（kg）的硫酸在某一温度下具有的热量。热焓是状态函数，它的变化由始态和终态决定，与中间过程无关。
1.3.4硫酸的沸点蒸气压和蒸气组成
H2O－SO3为二元系统，其溶液具有恒沸状态的性质，这种性质在硫酸水溶液的浓缩、SO3吸取以及浓硫酸用作干燥剂等方面有着极其重要的意义。溶液的沸点随H2SO4含量的增长而升高。当浓度达成98.3%时达最大值（336.8℃），此后则下降，至100%H2SO4时为296.2℃。发烟硫酸的沸点，则随SO3（游离）百分含量的增大而下降，直降至44.7℃。
常压下加热浓缩稀硫酸，当酸浓达成98.3%时，液面上的气相组成与液相组成达成相同，即使继续加热蒸发，液相组分不变，这时沸点（338.8℃）称恒沸点。这说明在常压下只能将稀硫酸浓缩到98.3%，成为理论上的浓缩浓度。但在生产操作中为了经济性和减少硫酸损失，通常只是将稀硫酸浓缩至92%～95%。
位于恒沸点右边的区域，其特点是沸腾时，液体中的硫酸含量不是增长而是减少，一直降到98.3%时为止。此时沸点不是升高而是减少。这种现象是由于硫酸分解产生的SO3比H2O汽更易自液相中逸出。
根据相平衡原理，硫酸液面上应有相应的气体成分。上述的加热浓缩稀硫酸及加热蒸发游离SO3，相应的气相成分以H2O和SO2为主。而在常压低温范围内，硫酸液面上气相组分，则以H2SO4为主，其量用总蒸气压表达。各种温度下不同浓度硫酸的总蒸气压，可有下式计算：
logp＝A－B/T
式中 p—蒸气压，Pa
T—绝对温度，K
A、B—与酸浓度有关的常数
当温度一定期，硫酸液面上的总蒸气压随硫酸浓度升高而减少，且在98.3%时总蒸气压最低。当酸浓超过98.3%时，总蒸气压随浓度的升高（游离SO3%增长）而增大。如表1-3所示：
表1—3 各种浓度硫酸的A、B常数值
H2SO4%
20
40
60
80
90
98.3
100
A
8.922
8.844
8.841
9.293
9.255
9.780
9.805
B
2268
2299
2458
3040
3390
4211
3914
1.3.5硫酸的粘度
硫酸粘度是表达流体硫酸内部阻碍其相对流动的一种特性。粘度的大小不仅对输送管路的阻力和泵的动力消耗有很大影响，并且对传热、硫酸溶解度和金属溶解速度等也有较明显的影响。硫酸的粘度随酸浓度增高而增大，随酸温增高而减少。由于粘度比较大，故硫酸外观是无色透明似油状的液体。在一定温度条件下加入填加剂（凝固作用）可制的固体硫酸（胶体状）。
1.4 硫酸生产中的三废治理
1.4.1 废气中有害物质
从吸取塔排出的尾气中,仍尚有少量的二氧化硫,一般含量在0.5%左右(体积分数),尾气中具有微量的三氧化硫和硫酸沫。尾气中二氧化硫的含量与二氧化硫的转化率直接有关,但实际生产中,使总转化率达成99%以上,尾气中二氧化硫含量达成排放标准是有一定困难的,一般对尾气进行回收,尾气回收的方法目前重要是氨-酸法和碱法。
1.4.2废水解决
硫酸生产中排出大量污水和污酸,其量与炉气净化流程有关,酸洗法流程排出含酸污水较少,而水洗法流程污水排放量则很大,每生产1t硫酸要排出10-15t污水,污水中除具有硫酸外,还具有砷2-20mg/L,含氟10-100mg/L,以及铁,硒,矿尘等。目前,对于硫酸工业的污水解决,普遍采用电石渣中和法或石灰中和法。
1.4.3废渣解决
硫磺含硫量为25%-35%时,每生产1t硫酸副产0.5-0.7t烧渣，烧渣中含较少的铁和一定数量的铜、铅、锌、钴等有色金属。
废渣在水泥生产中也可以作为铁助溶剂、炼铁原料和氯化剂(如CaCl2)进行氯化熔烧解决回收浇渣中大部分有色金属和贵金属，回收后烧渣还可炼铁；烧渣还可用于制造铁红，液体三氧化铁，以及Fe(OH)3,作净水剂等。
2 物料衡算
2.1设计依据
《年产30万吨硫酸干燥焚烧工段工艺初步设计及干燥塔设计任务书》
2.2设计条件
2 .2.1年产量
设计规模:30万吨/年
产品：98%的浓硫酸
产品规格：产品质量标准执行中华人民共和国工业硫酸标准（GB / T 534-2023）一等品规格，硫酸质量符合下表规定。
表1.1 硫酸质量指标表【1】

指标名称
硫酸%
1
硫酸（H2so4）≥
98.00
2
灰分%≤
0.03
3
铁（Fe）含量≤
0.01
4
砷(As)含量%≤
0.005
年工作日: 300天
小时产量：
其中含H2SO4
kmol/h
2.2.2气象条件及空气组成
气象条件：取株洲地区年平均气温作为设计温度:17.0；
空气平均相对湿度:79.0%；
年平均大气压:101.325 kPa。
2.2.3 反映方程式
S+O2 =SO2
S+O2 =SO3
SO3 +H2 O=H2 SO4
2.2.4 硫磺转化率与吸取率
设计采用塔前流程，两转两吸“3+1”流程
转化进口SO2浓度 9.99% 转化进口SO3浓度 0.40%
其中：x1、x2—分别表达第一、二转的转化率；x—总转化率
取X1=93.5% ， X2=96.9% ， 吸取率: 99.98%
总转化率： x=x1+(1-x1)x2=99.8%

2.2.5原料硫磺组成
原料硫磺： 含 S 99.50%
含 H20 0.45%
含 灰分 0.05%
得到运用的S量= =13333.34 kg/h
原料含精S量= =13362.74 kg/h
精S量= 417.59 kmol/h
原料硫磺= = 13429.89 kg/h
原料含水量=0.45%=60.43 kg/h
原料含灰分量=0.05%=6.72 kg/h
S ～ 02

氧气消耗量n= 417.59=626.39 kmol/h
V=nVm =626.3922.4=14031.14 Nm3/h
干空气消耗量=V/21%=66814.95 Nm3/h
为保证S被完全燃烧，转化进口SO2浓度 9.99%，实际干空气消耗量取理论干空气消耗量的1.35倍
实际干空气消耗量V=1.3566814.95=90200.22 Nm3/h
m=ρV=1.2990200.22=116358.28 kg/h
实际干空气中N2量V=90200.220.79=71285.17 Nm3/h
实际干空气中O2量V=90200.220.21=18942.05 Nm3/h
2.3熔硫槽的物料衡算
2.3.1流程示意图

2.3.2已知条件
熔硫温度130～150，取140
原料硫磺带入水量=60.43 kg/h
2.3.3给定条件
熔硫过程中原料硫磺带入的水分蒸发掉99.95%
熔融后的液硫中带出水量==6.69 kg/h
2.3.4物料衡算表

熔硫槽的物料衡算-----质量流量kg/h
组分
S
H2 O
灰分
总量
进料
13362.74
60.43
6.72
13429.89
出料
13362.74
6.69
6.72
13376.15
2.4过滤机的物料衡算
2.4.1流程示意图

2.4.2已知条件
液硫通过过滤机，灰分所有被过滤掉
2.4.3物料衡算
过滤机的物料衡算-----质量流量kg/h
组分
S
H2 O
灰分
总量
进料
13362.74
6.69
6.72
13376.15
出料
13362.74
6.69
0.00
13369.43
2.5干燥塔的物料衡算
2.5.1流程示意图

2.5.2已知条件
年平均气温:17.0;
年平均相对湿度:79.0%；
年平均大气压:101.325kpa；
17.0水饱和蒸汽压Ps=1.93714KPa [2] 。
2.5.3计算
空气中湿含量Ｈ＝0.622＝0.009538 (kg/kg) [4]　　
空气带入水量＝Ｈ绝干空气量＝0..28=1109.83 kg/h [4]
由于98%H2 SO4吸水性很强，故取它吸取空气中99.95%的水分。
干燥塔吸水量＝1109.8399.95%＝1109.28 kg/h
干空气中带出水量=1109.82(1-99.95%)=0.55 kg/h
设98%H2 SO4每小时进入干燥塔的量为X，则：
98％H2 SO4 ～ 97.51％H2 SO4
（1-98%）X＋1109.28＝(1-97.51%) X
解得：X＝228177.52 kg/h
出干燥塔的97.51% H2 SO4量=228177.52+1109.83-0.55=229286.80 kg/h
2.5.4物料衡算表
干燥塔的物料衡算

进料
组分
N2
O2
H2 O
98%H2 SO4
质量流量kg/h

1109.83
228177.52
摩尔流量kmol/h
3181.17
845.63

体积流量Nm3/h
71285.17
18942.05

出料
组分
N2
O2
H2 O
97.51%H2 SO4
质量流量kg/h

0.55
229286.80
摩尔流量kmol/h
3181.17
845.63

体积流量Nm3/h
71285.17
18942.05

2.6焚硫炉的物料衡算
2.6.1流程示意图

2.6.2反映方程
S+O2 =SO2
SO2+O2 =SO3
2.6.3已知条件
A进口：液流中含S量：13362.74 kg/h
液硫带入水量: 6.69 kg/h
干空气带入水量：0.55 kg/h
干空气中含O2:18924.05 Nm3/h
干空气中含N2 ：71285.17 Nm3/h
进料中总水量m=6.69+0.55=7.27 kg/h n=m/M=0.40 kmol/h
B出口：转化进口SO2 =9.99%，转化进口SO3 =0.40%
2.6.4计算
SO2 量：V= Nm3/h
SO3量：V= Nm3/h
O2 剩余量：V=18924.05-8990.75-=9388.41 Nm3/h
2.6.5物料衡算表
焚硫炉物料衡算
进料
组分
摩尔流量kmol/h
体积流量Nm3/h
质量流量kg/h
硫酸产量kg/h
硫磺用量kg/h
N2
3181.17
71285.17
108159.78
41666.67
13362.73
O2
845.63
18924.05
27060.16
理论氧气量
理论氮气量
S
417.59

13362.74
14017.81
52803.83
H2O
0.40

7.27
实际氧气与理论氧气比

148589.95
1.35
出料
组分
摩尔流量kmol/h
体积流量Nm3/h
体积百分含量
质量流量kg/h

N2
3181.17
71285.17
0.7915
108159.78

O2
419.20
9389.98
0.1043
13414.4

H2O
0.40
31.36
0.0003
7.27

SO2
401.53
8993.9
0.0999
25697.92

SO3
16.08
360.12
0.0040
1286.4

90060.52
1.0000
148565.77

3热量衡算
3.1 熔硫槽的热料衡算
3.1.1 流程示意图

3.1.2 计算依据
液硫中精S量: 13362.74 kg/h
液硫中水量: 60.43 kg/h
液硫温度: 130-150 平均140
大气温度: 17.0
正交晶硫变为单斜晶硫温度： 95.4
转变热： 2.992 kcal/kg
硫融化热： 9.2 kcal/kg[1]
3.1.3熔融不含水的固体硫磺所消耗的热量Q′：

式中，Q1—正交晶硫从17.0加热到95.4时的显热；
Q2—正交晶硫在95.4时转变为单斜晶硫的转变热；
Q3—单斜晶硫95.4加热到118.9；
Q4—单斜晶硫在118.9时的溶解热；
Q5—液硫从118.9加热到140时的显热。
1）正交晶硫加热到95.4所需的显热Q1：

Cp = 2.9863+0.01058T+0.8160×10-5×T2×=0.9714kJ/（kg.k）
Q1 = 13362.74×0.9714×(95.4-17.0)=1017676.35 kJ/h
2）正交晶硫变为单斜晶硫的转变热Q2：
Q2 = 13362.74×2.992×4.1868=167393.78kJ/h
3）单斜晶硫从95.4加热到118.9所需的热量Q3:

(kg.K)
Q3=13362.74×0.7845×(118.9-95.4)=246352.13kJ/h
4）单斜晶硫熔解热Q4：
Q4=13362.74×9.2×4.1868=514713.50 kJ/h
5）液硫从118.9加热到140时的显热Q5:

取液硫热容为1.0174(kg.K)【1】
(kg.K)
Q5=13362.74×1.0174×(140-118.9)=286859.81kJ/h
6）熔融不含水的固体硫磺所消耗的热量Q′
Q′=Q1+ Q2+ Q3+ Q4+ Q5=2232995.54kJ/h
3.1.4硫磺中水分所消耗热量
1）水从17.0加热到100℃的显热:
Q1=60.43×4.1868×(100-17.0)×4.1868=20999.69kJ/h
2）水在100下蒸发潜热为2256.7kJ/kg[3]
水蒸发的潜热:
Q2=60.43×2256.7=136372.38 kJ/h
3）硫磺中水分所消耗热量:
=Q1+Q2=20999.69+136372.38=157372.07 kJ/h
3.1.5热损失及硫磺熔融所需总热量Q
取熔硫槽散热损失为5%，则硫磺熔融所需总热量Q
Q总= ==2516176.43 kJ/h
Q损=2516176.43×5%=125808.82 kJ/h
3.1.6液硫带出热量
Q=2516176.43×（1-5%）=2390367.61 kJ/h
3.1.7热量衡算表
熔硫槽热量衡算（kJ/h）
精S
H20
热损失（5%）
总量
2232995.54
157372.07
125808.82
2516176.43
2390367.61
液硫带出总量

3.2空气鼓风机

T2=T1, 取k=1.4
已知：空气进口温度T1=17.0
解得：T2=21.8
3.3干燥塔的热量衡算
3.3.1流程示意图

3.3.2干燥塔的物料衡算表
干燥塔的物料衡算

进料
组分
N2
O2
H2 O
98%H2 SO4
质量流量kg/h

1109.83
228177.52
摩尔流量kmol/h
3181.17
845.63
61.66

体积流量Nm3/h
71285.17
18942.05

出料
组分
N2
O2
H2 O
97.51%H2SO4
质量流量kg/h

0.55
229286.80
摩尔流量kmol/h
3181.17
845.63
0.03

体积流量Nm3/h
71285.17
18942.05

3.3.3计算
1）空气带入热
空气进口温度：21.80；
O2 C P=6.919+0.000109T+9.310-82=6.9214 kcal/(kmol·) [3]
N2 2=6.9782 kcal/(kmol·) [3]
H2O CP =6.87+0.001051T-2.0410-72=6.8928 kcal/(kmol·) [3]
Q氧=845.6321.86.92144.1868=534211.26 kJ/h
Q氮=3181.1721.86.97824.1868=2026137.90 kJ/h
Q水=61.6621.86.89284.1868=38791.62 kJ/h
空气带入热Q空入= Q氧+ Q氮+ Q水=2599140.78 kJ/h
2）酸带入热量
进口温度40，98%硫酸热含量:65.18kJ/kg [1]
Q酸入=228177.5265.18=14872610.75 kJ/h
3）酸稀释热
汤姆生式计算 H=[1]
其中：H为硫酸的稀释热，n为每克硫酸所加入的克分子水数
n1==0.1111
n2==0.4098
H1-H2==3314.63 kcal/kmol
酸稀释热Q稀释==3078849.43 kJ/h
4 热损失：因干燥塔中温度与外界温度相差不大，故忽略不计。
5 空气带出热
空气出口温度为30
O2 C P=6.919+0.000109T+9.310-82=6.9224 kcal/(kmol·) [2]
N2 2=6.9877 kcal/(kmol·) [2]
H2O CP =6.87+0.001051T-2.0410-72=6.9013 kcal/(kmol·) [2]
Q氧=845.63306.92244.1868=743084.66 kJ/h
Q氮=3181.17306.8774.1868=2792059.05 kJ/h
Q水=0.03306.90134.1868=26.00 kJ/h
空气带出热Q空出= Q氧+ Q氮+ Q水=3535169.71 kJ/h
6 酸带出热
Q酸出= Q空入 + Q酸入+ Q稀释- Q空出=2599140.78+14872610.75+3078849.43-3535169.71=17015431.25kJ/h
3.3.4 干燥塔热量衡算表
干燥塔热量衡算（kJ/h）
组分
进口
出口
N2
2026137.90
2792059.05
O2
534211.26
743084.66
H2O
38791.62
26.00
硫酸
14872610.75
17015431.25
98%硫酸变成97.51%硫酸的稀释热 3078849.43
总量
20550600.96
20550600.96
3.4焚硫炉的热量衡算
3.4.1流