300kta硫磺制酸装置焚硫转化工段焚硫炉工艺设计.docx

毕业论文(设计)(2013年) 课题名称 300kt/a硫磺制酸装置 焚硫转化工段-焚硫炉工艺设计 300kt/a硫磺制酸装置焚硫转化工段-焚硫炉工艺设计摘要本文论述了硫磺制酸生产装置的工艺流程与建设意义。本文介绍了使用Aspen Plus流程模拟软件模拟主要装置的方法，并对整个流程进行了模拟，对整个流程进行了物料衡算和能量衡算。焚硫工段是本文的重点研究对象，本文给出了焚硫炉的主体尺寸的计算方法和过程，并对焚硫炉进行了详细设计。此外，本文对主要设备进行了选型，介绍了焚硫工段的设备布置和配管设计，以及该工段的DCS控制系统。300 kt / a sulfuric acid plant burning sulfur conversion section - burning sulfur furnace process designAbstractThis article discusses the sulfuric acid production plant processes and construction of importance. This paper describes the use of Aspen Plus process simulation software to simulate the main device, and the entire process was simulated, the entire process has been the material balance and energy balance. Burning sulfur section is the focus of this study, this paper presents the sulfur burning furnace body size calculation method and process, and the burning of sulfur furnace designed in detail. In addition, this paper conducted a selection of major equipment, burning sulfur section describes the equipment layout and piping design, and the section of the DCS control system.Key words: Sulfuric acid production; Aspen Plus process simulation; burning sulfur furnace目录摘要IAbstractII第一章 文献综述11.1 硫酸简介11.2 国内外硫酸工业概况11.3 硫酸市场分析21.4 硫磺制酸31.4.1 硫磺制酸的工艺流程31.4.2 焚硫工段31.4.3 转化工段平41.4.4干吸工段51.4.5 废热回收6第二章 总论82.1 项目概述82.2 设计依据82.3 设计原则82.3.1 环境保护条例82.3.2 约束条件92.4 项目建设意义92.5 原料及产品方案102.6 主要物料规格及消耗102.7 主要危险品性质11第三章 工艺流程113.1 设计目标123.1.1概述123.1.2 生产规模123.2 工艺路线选择123.2.1 工艺路线选择原则123.2.2 工艺路线的比较及选择123.3 工艺流程介绍143.3.1 焚硫转化工段143.3.2 干吸工段15第四章 流程计算与模拟174.1基础数据计算174.1.1 已知基础文献数据174.1.2 基础数据计算174.2 组分设置184.3 物性方法的选择194.4 化学反应194.5 各模块模型的选择与设置194.5.1 干燥塔T401194.5.2 吸收塔T402，T403204.5.3 焚硫炉F301214.5.4转化器R1-5224.6 全流程模拟23第五章 物料与能量衡算255.1 物料衡算255.1.1 物料衡算依据255.1.2 衡算方法255.1.3 衡算任务265.1.4 总物料衡算265.2 能量衡算275.2.1 衡算依据275.2.2 衡算任务285.2.3 全流程热量衡算28第六章 焚硫炉设计与计算306.1概述306.2 设计目标306.3 焚硫炉设计基础306.3.1 焚硫炉简介306.3.2 焚硫炉的设计要求316.4 焚硫炉主体尺寸计算316.4.1 炉膛容积316.4.2 容积热强度326.4.3 硫燃烧热效应326.4.4 炉膛容积326.4.5 炉子长度与直径336.4.6 进气和出气孔径的计算336.4.7 二次风进口孔径346.4.8 人孔346.5 焚硫炉详细设计346.5.1 炉墙设计346.5.2 挡墙设计386.5.3 旋流装置396.5.4 鞍座设计396.5.5 硫磺喷枪406.6 焚硫炉设计条件汇总416.7 鼓风机选型436.7.1 概述436.7.2 设计标准436.7.3 设计原则446.7.3 鼓风机C301选型44第七章 焚硫工段设备布置457.1 车间布置设计依据457.1.1相关规范和标准457.1.2 基础资料457.2 设备布置设计原则457.3 焚硫工段设备布置46第八章 焚硫工段的配管设计478.1 设计依据478.1.1 设计标准478.1.2 基础资料478.2 焚硫工段配管设计478.2.1 管径计算478.2.2 管道材料488.2.3 阀门及管件488.2.4 管道连接498.3 焚硫炉工段管道布置498.3.1 管道敷设原则498.3.2 焚硫炉管道布置498.3.3管廊上的管道布置508.3.4 其它管道布置50第九章 自动控制及仪表519.1 设计依据519.2 控制系统的选择519.3 转化工段控制方案519.3.1 鼓风机519.3.2 焚硫炉519.3.3 废热锅炉529.4 焚硫工段仪表控制点529.5 焚硫工段主要仪表选型529.5.1 压力仪表529.5.2 温度仪表529.5.3 调节阀539.6 仪表防护和防暴53参考文献54致谢55第一章 文献综述1.1 硫酸简介硫酸（分子式：H2SO4）作为广泛用于化肥、纤维、制药等化学工业及钢铁、有色金属、食品等各种工业的基础原料，有工业之母之称。 硫酸按浓度分，一般分为稀硫酸（密度小于1.5g/m3）、浓硫酸（密度约为1.84g/m3）和发烟硫酸（密度大于1.84g/m3）。常用的稀硫酸浓度为15%和20%左右，浓硫酸浓度一般为93%和98%酸，发烟酸浓度常用为104.5%和106.75%。生产硫酸的原料主要有硫铁矿、硫磺、石膏、硫化氢、有色金属冶炼烟气、废酸和各种含硫排放物，全世界硫资源近90%用于生产硫酸1。1.2 国内外硫酸工业概况硫酸作为传统的无机基本化工原料， 自18世纪中叶工业化生产以来，随着炸药、染料工业的兴起而迅速发展， 现今随化肥工业、有色冶金、石油化工、纺织和国防工业、轻工业及其它有关工业的发展而不衰2。世界硫酸的产量增长很快，在20世纪初，其总产量只有几百万吨，到1997年，其产量达155163kt，最近40年的年平均递增率为5.2%1。全球硫酸产量近十多年均是正增长，而到2006年的总产量约196000kt2。生产硫酸的原料以硫磺为主， 冶炼烟气次之， 两者共占所用原料总量的90%以上，而使用硫铁矿制酸在逐年减少2。如:1996年，英国占总产量82.9%的硫酸以硫磺为原料、美国占82.0%。1995年，以硫铁矿为原料的硫酸产量为20000kt 左右，占硫酸总产量的13%；1997年，除中国以外，其余地区以硫铁矿为原料的硫酸产量下降了8%3-4；1998年全球硫铁矿产量6270kt(折100%硫，下同)，硫铁矿制酸的产量约18000kt；t 2006年全球硫铁矿产量降至5730kt，仅为所有形态硫总生产量的8.4%2。我国的硫酸工业起始于19世纪70年代，当时产量很少。新中国建立后，尤其是20世纪80年代以后，硫酸工业获得了快速地发展6。随着中国高浓度磷复肥和有色金属的发展， 硫酸产量迅速增加。2002年硫酸产量突破3000万吨，达到3051. 9万吨5。我国是硫铁矿的最大消费国，20世纪我国硫酸工业主要以硫铁矿为原料。至2000年我国以硫铁矿为原料的产酸量，仍占国内硫酸产量的3/ 4左右1。但是，20世纪90年代以后，随着我国有色冶炼行业的发展，以及国际硫磺价格的下降和环保要求的日益严格，我国硫酸生产的原料结构发生了很大的变化，硫磺制酸和冶炼烟气制酸的比例逐渐提高，硫铁矿制酸的产量虽然下降不大，但其所占比例已越来越小，由20世纪七八十年代的80%90%，到2002年降到50%以下。至2010年我国硫磺制酸产能已达到38000kt/a，产量为32980kt/a，20062010年硫磺制酸产能、产量年均增长率分别为10.0%，10.8%。预计到“十二五”末期我国硫磺制酸产能将达到4700050000kt/a，产量约40000kt/a7。目前世界各国硫酸工程都趋向于大型化发展， 进入21世纪的几年中， 全球建成规模最大的硫酸生产装置， 在硫磺制酸方面，单系列最大规模已达4500t/d。我国硫磺制酸也正在向大型化发展。到2010年底，我国硫磺制酸单系列最大规模已达到1000kt/a7。随着产业结构的优化和引进国外先进的技术，我国在硫酸工业上得技术装备水平不断在提高。1.3 硫酸市场分析世界上肥料工业是硫酸的最大用户，约占60%，而磷肥生产又是硫酸的最大消耗部分。我国硫酸的消费主要用于化肥生产，至1995年的前10年，我国磷酸盐消费量平均年增长率为12.2%。1995年化肥生产用酸占硫酸总产量的73.2%(其中磷肥占66.1%、硫酸铵占71.5%) ，1997年占全年硫酸总产量的72.2%。1998年全国化肥产量273616万吨 ，比上年增长7.2%，其中磷肥51515929万吨 ，前7个月磷酸盐产量增长4%，全年硫酸产量比上年增长4.2%。1999年国家化肥生产计划安排3000万吨 (折纯) ，其中磷肥660万吨 1。自21世纪有关部门人士到含硫化肥在粮食生产中的重要作用，并将发展含硫化肥放在了重要地位。2002年国产和进口硫酸资源总量为323412万吨， 消费量为323118万吨。化肥消费硫酸232319万吨， 占硫酸消费量的71.9%5。2007年我国硫酸装置总产能约68000k，t 生产量57000k，t 占全球产量的25. 7%2。综上，我们看以看到，硫酸工业自诞生以来，其规模就一直快速发展。21世纪的这十年中，特别是我国的硫酸工业更是发展迅速，硫酸产量不断提高。随着全球对硫酸需求量的不断增加，硫酸产品会有更广的市场前景。1.4 硫磺制酸正如上一节所提到的，随着我国际硫磺价格的下降和硫磺回收量的增加，硫磺制酸在硫酸产量中所占的比例也越来越大。特别是我国，硫磺回收和硫磺制酸发展迅速，2010年我国硫磺回收产能在40005000kt/a，产量为2870kt7。同时硫磺制酸还有原料清洁，不产生矿渣或酸性污水，气体SO2浓度较高，制酸工艺简单和气体流程简单等优点8。1.4.1 硫磺制酸的工艺流程硫磺制酸一般包括：原料处理，焚硫，SO2转化和干吸工序9。图1.1 硫磺制酸流程框图Fig 1.1 Flow diagram of sulfuric acid from sulfuric1.4.2 焚硫工段焚硫工段的目的是将硫氧化生成SO2，将精制液硫通过精硫泵加压后，经硫磺喷枪机械雾化而喷入焚硫炉焚烧，所需的干燥空气来自干燥塔10。液体硫磺雾化、燃烧采用带有机械雾化喷嘴的焚硫炉，具有结构简单、容积热强度高，不需另设加压风机等优点，节省了动力消耗，简化了流程11。根据空气鼓风机的布置不同可分为：塔前流程，即鼓风机布置在干燥塔上游，风机进口为湿空气，它对鼓风机的耐腐蚀要求低；塔后流程，即将鼓风机布置在干燥塔下游，风机进口为干燥空气（含微量酸雾），它对鼓风机耐腐性要求较高，气量比塔前流程大，相应的干燥塔直径稍大。塔后流程的优点是鼓风机的压缩热带入焚硫炉，可多产生蒸汽，同时可以减少干燥塔循环水的用量12 。这两种路程目前都有使用，南化公司硫磺制酸装置采用的是塔后流程。1.4.2.1 焚硫炉焚硫炉一般为钢制圆筒内衬耐火砖和保温砖的卧式结构，炉内设置多道挡墙及二次风入口，以增强空气与液硫雾化颗粒的混合，确保液硫在炉内完全燃烧。目前国内焚硫炉主要有两种形式，一种是圆筒形卧式焚硫炉，炉头每只磺枪分别配有空气旋流装置；另一种是一次扩大型卧式焚硫炉，空气进口采用双螺旋结构的进气装置，炉头设有大蜗形旋流装置，旋流装置中间放置数根磺枪。在保证液硫充分燃烧的前提下，提高了焚硫炉的容积热强度12。1.4.2.2 焚硫炉布置12焚硫炉和废热锅炉是相关设备，需要统一布置，由于两台设备的整体长度都比较长，可根据场地的情况将两台设备平行布置或呈“L”形布置。由于焚硫炉出口至废热锅炉的气体的温度很高（可达到1100左右），该管道一般采用碳钢衬砖结构，施工难度大，因此焚硫炉和废热锅炉应尽量靠近以缩短该管道的长度。1.4.3 转化工段平转化工段的任务是将SO2转化成SO3，由焚硫炉出来的含有SO2的高温气体，首先进入废热锅炉回收热量，温度降低后进入转化器，在催化剂上反应生成SO3。自从20世纪60年代以来，硫酸生产中SO2转化工艺的技术进步是采用两次转化、两次吸收工艺，简称两转两吸。与传统的一转一吸工艺相比，两转两吸工艺具有以下特点：最终转化率高：能够处理F(SO2)较高的炉气；可以减少尾气中SO2的排放量；所需的换热面积较大；系统阻力比一转一吸工艺增加45kPa。两转两吸工艺也有多种流程，常见的有“3+2”五段转化，“3+1”四段转化，“2+2”四段转化，“2+1”三段转化。目前国内硫磺制酸装置大多采用前两种。分析比较“3+2”五段转化和“3+1”四段转化工艺，研究表明在较高F(SO2)的原料气下获得同样高的最终转化率，前者对催化剂的要求更低一些，并且前者对达到要求的最终转化率更有保障13。南化公司硫磺制酸装置采用的是“3+2”五段转化工艺。1.4.4干吸工段干吸工段设有一个干燥塔和两个吸收塔，干燥塔的任务是干燥空气，除去空气中的水分。吸收塔用来吸收由转化器出来的SO3。磺制酸装置的干吸工艺流程按设备配置的不同，可分为三大类：三塔三槽循环流程，三塔两槽循环流程和三塔一槽循环流程14。a) 三塔三槽为三塔各自设循环槽，循环流程有：三塔各自独立循环流程；二吸塔独立循环，干燥塔和一吸塔交叉循环流程；一吸塔独立循环，二吸塔和干燥塔交叉循环流程；干燥塔独立循环，一吸塔和二吸塔交叉循环流程。b) 三塔两槽循环流程有：干燥塔、一吸塔共槽，二吸塔单独一槽循环流程；干燥塔、二吸塔共槽，一吸塔单独一槽循环流程；两个吸收塔共槽，干燥塔单独一槽循环流程。c) 三塔一槽循环流程有：循环槽不加隔墙的流程；中间加一道隔墙的流程及中间加两道隔墙的流程。中间加一道隔墙流程是由三塔两槽流程演变而来，中间加两道隔墙流程是由三塔三槽循环流程演变而来。关于各种循环流程工艺的详细讲解请参照相关文献15。南化公司硫磺制酸装置采用的是三塔两槽循环流程，其中干燥塔单独一槽，两个吸收塔共槽。1.4.5 废热回收在硫磺制酸过程中，从硫磺燃烧生产二氧化硫、二氧化硫催化氧化生成三氧化硫到三氧化硫吸收生成硫酸，每一步反应都是放热的，总得反应热约500kJ/mol硫酸。除装置散热、平排气等损失外，其余热量理论上均可回收利用。回收的热量中焚硫和转换部分的高温废热约占60%，干吸部分的低温废热约占40%16。我国在硫磺制酸装置的废热回收技术方面起步较晚。70年代我国硫磺制酸装置废热回收状况：a.只回收高温废热；b.废热回收设备的使用可靠性差，事故率较高。80年代我国相继引入国外全套废热利用设备，提高了硫磺制酸装置废热回收的效率17。焚硫和转化工段高中温废热的回收系统一般设置，废热锅炉，过热器和省煤器。具体根据装置规模的不同，其系统设置也有所差异。一般在焚硫炉后设有废热锅炉，目前多采用火管锅炉，在转化工段设有过热器和省煤器。对于干吸工段低温废热的回收，由于品味较低，回收利用在技术上比较困难。我国80年代前这些热量都是由淋洒式铸铁排管冷却后随冷却水带到环境中。80年代后期，我国开发了几种回收利用低温废热的方法和技术：a. 加热脱盐水，提高进除氧器的水温，从而减少除氧器蒸汽消耗。b. 生产热水用于其它装置，如：用于磷酸浓缩或氨蒸发等，但这种方法必须是磷酸和磷酸或合成氨等装置的联合化工企业。c. 生产热水用于居民生活。孟山都环境化学公司在80年代后期开发了硫酸高温吸收产生低压蒸汽的系统（简称HRS）。该系统主要由HRS热回收塔、HRS酸循环泵、HRS锅炉及HRS稀释器4台设备组成。该装置的应用，使得废热的回收率从传统装置的70%提高到93%18。1.5 论文设计项目内容与意义本文设计项目为300 kt/a硫磺制酸装置，原料为扬子石化等装置回收下来的液体硫磺。作为重要的无机基础化工原料，自其工业化生产以来，其生产工艺不断改善和提高，产量更是迅速增长。到20世纪90年代以后，随着我国有色冶炼行业的发展，以及国际硫磺价格的下降和环保要求的日益严格，硫磺制酸在制酸工业中占据了非重要的地位。至2010年我国硫磺制酸产能已达到38000kt/a，产量为32980kt/a，20062010年硫磺制酸产能、产量年均增长率分别为10.0%，10.8%。预计到“十二五”末期我国硫磺制酸产能将达到4700050000kt/a，产量约40000kt/a。本装置的建成可以吸收周边石油化工装置回收的硫磺，同时可以缓解国内硫酸供给相对紧张的形势。国内硫酸工业的重心正由硫铁矿制酸一步步转移到硫磺制酸上来，该装置的设计与建成不仅是响应该行业的趋势，更是本着保护环境节能减排的现代工业责任心。 第二章 总论2.1 项目概述本文设计一套年产30万吨的硫磺制酸装置，本装置的原料采用样子石化等装置硫回收下来的液体硫磺，原料的质量和数量有保障。本装置焚硫采用机械喷嘴雾化的喷雾式焚硫炉，采用国产催化剂、“3+2”两次转化工艺。采用中压余热回收器、过热器和省煤器回收焚硫和转化工段的废热产生中压过热蒸汽。本装置的产品是符合一等品指标浓度为98%的浓硫酸。该装置技术成熟，设备先进，产品收率髙，同时该装置还有原料清洁，不产生矿渣或酸性污水等优点，符合科学发展观。本文设计装置年产98%工业硫酸30万吨，装置运转市场为8000小时/年。2.2 设计依据 化工工厂初步设计文件内容深度 HG/T20688-2000 2013年南京工业大学毕业设计任务书 该装置的可行性评估报告 本项目的环境影响报告书及其批复文件 职业病危害预评价报告及其批复原文件2.3 设计原则由于化工厂的投资建设，要考虑到环境、国家标准、技术可行性、人员等各方面的因素，所以参照以下设计原则。2.3.1 环境保护条例（1）地面水环境质量标准 GB3838-88（2）大气环境质量标准 GB3095-82（3）城市区域环境噪声标准 GB3096-82（4）污水综合排放标准 GB8978-88（5）工业“三废”排放试行标准 GBJ4-73（6）锅炉烟尘排放标准 GB3841-832.3.2 约束条件（1）设计考虑的外部约束条件：1）政府制定的各种法律、规定和要求；2）各种自然规律；3）安全要求；4）卫生要求；5）资源情况；6）各种必须遵循的标准和规范；7）经济要求，经济可行。（2）设计考虑的内部约束条件：1）生产技术：技术软硬件的来源、技术成熟程度、价格和使用条件；2）材料：原材料、建筑材料、关键设备等供应的难易；3）时间：允许和需要的设计时间；4）人员：素质和数量；5）产品规格；6）建设单位的具体要求；7）建厂地区的具体情况。2.4 项目建设意义作为重要的无机基础化工原料，自其工业化生产以来，其生产工艺不断改善和提高，产量更是迅速增长。到20世纪90年代以后，随着我国有色冶炼行业的发展，以及国际硫磺价格的下降和环保要求的日益严格，硫磺制酸在制酸工业中占据了非重要的地位。至2010年我国硫磺制酸产能已达到38000kt/a，产量为32980kt/a，20062010年硫磺制酸产能、产量年均增长率分别为10.0%，10.8%。预计到“十二五”末期我国硫磺制酸产能将达到4700050000kt/a，产量约40000kt/a。本装置的建成可以吸收周边石油化工装置回收的硫磺，同时可以缓解国内硫酸供给相对紧张的形势。国内硫酸工业的重心正由硫铁矿制酸一步步转移到硫磺制酸上来，该装置的设计与建成不仅是响应该行业的趋势，更是本着保护环境节能减排的现代工业责任心。2.5 原料及产品方案本套装置的原料采用扬子石化等装置硫回收下来的液体硫磺，原料经精硫槽处理后可以直接使用。产品规格为98%的工业硫酸，98%工业硫酸质量符合国家标准GB534/T-2002一等品指标。具体如表2.1。表2.1 工业一等品98%硫酸指标Tab 2.1 The indicator of industrial Grade sulfuric acid with 98%w/w项目98%工业硫酸指标H2SO498%灰分0.03Fe0.01%As0.005%透明度50mm色 度2.0mlHg0.01%Pb0.02%本装置每年生产符合该标准的浓硫酸30万吨（折100%硫酸计）2.6 主要物料规格及消耗本工艺所需要的原料用量以及公用工程的消耗量列于表2.2。表2.2 主要物料消耗表Tab 2.2 The main material consumption序号项目规格数量备注1液硫按供给9.82万吨/年2空气环境空气6.13E8m3/年3锅炉给水104/5.5Mpa37.8万吨/年4催化剂工业等级288m3一次装填量5电350/220V348.8万千瓦时/年6冷却水301872万吨/年2.7 主要危险品性质该工艺中所涉及的原料和产品有一定的危险性，其主要危险物品德性质见表2.3。表2.3 主要危险物品性质表Tab 2.3 Main properties of dangerous goods危险品熔点/沸点/闪点/爆炸极限/V%毒性可燃性上限下线硫酸10.5330无意义无意义无意义强腐蚀性不可燃硫磺119444.6无意义-可致慢性中毒易燃第三章 工艺流程3.1 设计目标3.1.1概述本文设计论述的是一套硫磺制酸装置，本装置采用机械雾化焚硫，采用“3+2”两转两吸工艺流程。该套装置可以将扬子石化等装置硫回收下来的液硫转化成98%的硫酸产品。尽量采取可行的措施回收工艺流程中的余热。3.1.2 生产规模本文设计30万吨/年硫磺制酸装置以满足各个行业日益增长的需求，同时缓解我国过去以硫铁矿制酸带来的环境和产量的压力。3.2 工艺路线选择3.2.1 工艺路线选择原则 原料来源的可靠性。化工生产过程大部分是连续的生产过程，原料数量及质 量的稳定可靠地供应是进行正常生产的基本条件。 尽可能选择当地或附近的原料。 经济性。工艺路线影响到拟建厂的技术方案、厂址、环境保护等多个方面，从而对项目的投资、成本、利润产生影响。 资源利用的合理性。这种合理性是从国民经济角度来考察的，因为国家的资源有限，要用有限的资源来获得好的经济效益。 工艺技术的先进性。技术的先进是指项目建设投资后，生产的产品质量指标、产量、运转的可靠性及安全性等既先进又符合国家标准。3.2.2 工艺路线的比较及选择目前硫磺的生产工艺主要有硫铁矿制酸、WSA湿法制酸、硫磺制酸、磷石膏制酸等。硫铁矿制酸是我国硫酸工业最重要的硫酸生产方法之一。硫铁矿制酸工艺包括焙烧、净化、转化等若干工序，制酸过程中，焙烧工序和吸收工序会排放大量干燥废弃、增湿废气和制酸尾气，严重地危害着周边的环境。磷石膏是磷化工生产的最大固体废弃物，每生产1t磷酸会产生56t磷石膏。据中国磷肥工业协会统计，2009我国磷石膏排放量约5000万吨占工业副产石膏的70%以上19。所以磷石膏制酸可谓是缓解磷石膏污染的一种有效途径。1969年Linz化学公司建成第一家利用磷石膏制硫酸并联产水泥的工厂20。1986年Lurgi公司开发成功循环流化床节能型磷石膏热分解法制硫酸和联产水泥技术并进行了中试，其磷石膏分解率达99%。之后国内外均在磷石膏生产硫酸的技术上有所发展。但是到目前为止该生产工艺还存在很多实际问题，工艺技术和设备都不够成熟难以大量生产工业所需求得硫酸，并且生产成本也比较高。c在最近15年中，托普索公司的WSA（湿法制酸）技术在低浓度SO2气体（SO2不产过6%7%）制酸方面得到了广泛的应用。WSA工艺是一种能有效地脱除各种废弃中硫并将其转化成工业成品浓硫酸的工艺。全世界签的WSA装置已超80套，主要用于石油炼制、煤化工和煤气化、焦化、冶金、粘胶纤维生产等行业21。与传统制酸工艺相比，WSA工艺具有能效高和没有副产品产生的优点，WSA工艺中气体不需要干燥，因而生产中没有酸损失，也不产生酸性废水。但是WSA工艺也有其局限性。一是原料气体浓度受限制，考虑到WSA冷却器的结构和材料，不可能处理硫酸露点高于260的气体，这相当于进转化器的SO2不能高于6%7%。二是SO2转化率受限制，最为一转一吸工艺，WSA工艺的SO2/SO3的平衡曲线将SO2转化率限制在99.4%99.7%。随着世界石油化工的发展，化工生产中硫磺的回收量不断增加，硫磺的市场价格也随之下降，在这种环境下，硫磺制酸由于其装置操作简单，并且拥有原料清洁，不产生矿渣或酸性污水，气体SO2浓度较高等优点，因此硫磺制酸在硫酸工业中所占的比重越来越大。本文的设计选择使用硫磺生产硫酸，生产原料为扬子石化等装置回收的液体硫磺。目前硫磺制酸工艺的技术已经相当成熟，本文所设计的装置，采用南化公司所使用硫磺制酸技术和设备。3.3 工艺流程介绍3.3.1 焚硫转化工段精制液体硫磺由精硫泵连续送往焚硫炉（F301）前端的两只硫磺喷枪。液硫经喷枪雾化后喷入炉内，干空气由前端进气口进入，与雾化后的硫磺充分接触燃烧。焚硫炉内设置三道挡墙，以强化硫磺与空气的混合和确保停留时间。为防止硫磺燃烧不完全，设有二次风，用于补充氧量和调节炉温，促使反应完全，不致产生升华硫。炉膛内操作温度控制在1000左右。出焚硫炉（F301）的炉气进入火管型余热回收器（B301），回收热量后降温至415，再进入转化器（R301）一段催化剂层，进转化的SO2炉气浓度控制在9.5%（摩尔浓度）左右。余热回收器回收热量后产生的3.82MPa的中压饱和蒸汽送转化工序低温过热器、中温过热器和高温过热器过热继续回收热量。出余热回收器（B301）温度约415、SO2浓度9.5%（摩尔浓度）的炉气依次分别进入转化器（R301）、段催化剂层，进行SO2的催化氧化反应，生成SO3。进转化器段催化剂层炉气温度可通过余热回收器旁路调节，SO2浓度可以通过调节空气风机（C301）出口旁路来控制。出转化器（R301）段催化剂层约595的炉气进入高温过热器（B302），在此加热出中温过热器（B303）的蒸汽至3.82MPa、450送蒸汽集汽联箱，经高温过热器换热后的炉气降温至约455进入转化器段催化剂层继续进行SO2的催化氧化反应；出段催化剂层约517的炉气进入热热换热器（E301），与来自第一吸收塔并经冷热换热器（E302）预热的SO2炉气换热，降温至440后进入转化器段催化剂层反应，出三段催化剂层约458的炉气依次进入冷热换热器（E302）和省煤器（B303）降温至175，然后送入第一吸收塔吸收SO3，则SO2完成一次转化。经第一吸收塔吸收SO3后的炉气依次通过冷换热器（E302）和热换热器（E301），利用转化器、段的反应热升温至约420后进入转化器段催化剂层反应，出段约438的炉气进入中温过热器（B303），在此加热出低温过热器（B304）的蒸汽，经中温过热器换热后的炉气降温至约420进入转化器段催化剂层继续进行SO2的催化氧化反应；出段催化剂层约422的炉气进入低温过热器（B304）和省煤器（B306），降温至160后进第二吸收塔（T402），则完成二次转化和吸收（SO2最终设计转化率为99.8%），经第二吸收塔（T403）吸收后的尾气可直接通过尾气烟囱（S401）排放。3.3.2 干吸工段空气通过空气过滤器过滤后由干燥塔下部进入干燥塔，95浓硫酸从干燥塔上部进入干燥塔，与空气逆向接触，95%浓度的酸吸收水分后，浓度下降到约94.74%左右，从塔底部流入干燥塔酸循环槽，空气从塔顶部出，含水量在0.1g/Nm3以下，进入空气风机升压后进入焚硫转化工段焚硫炉与液硫混合燃烧。浓硫酸吸收水分的过程是一个放热反应，所以，干燥塔出塔酸温高于塔进口酸温。为了维持干燥塔酸循环槽内95%酸浓，由吸收系统串入一部分98%浓硫酸，在干燥塔循环槽内，干燥塔下塔94.74酸和吸收系统串来的98%酸混合，混合后，一部分由干燥塔酸循环泵送入干燥塔酸冷却器，冷却至50后送到干燥塔塔顶喷淋；多出的一部分酸串入第一吸收塔内。吸收系统是用浓硫酸吸收由焚硫转化工段来的SO3气体。转化工段分两次转化，吸收过程也有两次吸收过程:一次转化来的SO3气体，从第一吸收塔下部进入，第一吸收塔上部喷淋98%浓硫酸，气体与液体逆向接触，98酸吸收炉气中SO3后，浓度达到约98.7%，自塔底排至吸收塔酸循环槽中。二次转化来的SO3气体，从第二吸收塔下部进入，第二吸收塔上部喷淋98%浓硫酸，气液逆向接触，98酸吸收炉气中SO3后，浓度升高到98.06%,自塔底也排至吸收塔酸循环槽中，第一吸收塔和第二吸收下塔酸在吸收塔酸循环槽中混合.为了维持吸收塔循环槽的浓度为98%，向吸收酸循环槽中加入工艺水进行混合，混合后的酸，一部分通过吸收塔酸循环泵送入吸收塔酸冷却器冷却至70后分别送到第一吸收塔和第二吸收塔顶进行喷淋，多于的成品酸从吸收循环泵出口引出，经成品酸冷却器冷却至40后送成品酸贮罐贮存。图3.1是本工艺的流程简。图3.1 30万吨/年硫磺制酸工艺流程简图Fig 3.1 Process flow diagram of 300kt/a sulfuric acid from sulfuric第四章 流程计算与模拟4.1基础数据计算4.1.1 已知基础文献数据（1）产品规格：98硫酸（2）产品规模：900吨/天(折100硫酸)（3）工艺流程：“3+2”两转两吸，塔后风机（4）当地大气温度：28（5）当地大气压：100.79kPa（6）当地年平均相对湿度：81（7）焚硫炉出口气体浓度：SO2浓度：9.5； SO3 ：0.1（8）干燥塔上塔酸浓：95；上塔酸温：50；喷淋密度：18m3/m2.h（9）第一吸收塔上塔酸浓：98；上塔酸温70；喷淋密度：23m3/m2.h（10）第二吸收塔上塔酸浓：98；上塔酸温70；喷淋密度：18m3/m2.h（11）转化各段转化率：64、87、94、99.1、99.75（12）转化各段进口温度：420、455、440、420、420（13）吸收率：99.994.1.2 基础数据计算（1）液硫进料量Fs（kg/h）根据产品规模900吨/天（折100%硫酸计），SO2最终转化率为99.75%，SO3总的吸收率为99.99%，可计算出液硫进料量为： (4-1) 所得结果与南化公司提供的实际生产数据12277kg/h相当一致，这里取南化公司提供的数据。（2）干空气量FAir已知焚硫炉出口SO2的浓度为9.5%，SO3为0.1%，可由式4-1计算工艺所需的干空气进料量。该式计算的是燃烧1t硫磺所需的干空气量。 (4-2)将硫磺用量12.277t/h带入式4-1，计算出V（空气）（硫）=90371.5Nm3/h，与南化公司所提供的实际生产数据87737Nm3/h有一定的出入，这里取南化公司所提供的数据。FAir=V（空气）（硫）/22.4=3916.83kmol/h。（3）湿空气中的水含量FH2O查物化数据表得：28时饱和水蒸汽的蒸汽压为3.78kPa。空气中水含量可由式4-3算得。 (4-3)所得数据与南化公司所提供的实际生产数据122kmol/h很接近，计算时取南化公司所提供的数据。4.2 组分设置因为体系含有电解质，使用Aspen Plus模拟时，输入S，SO2等基础组分后，需要使用电解质向导Elec Wizard进行组分设置。Electrolytes Expert System用于生成离子和离子反应。H3O+为酸性离子，H2O和H2SO4为电解质系统，SO2，O2，N2为亨利组分。此外，为方便模拟及阅读，计算结果表达方式为表观组分。模拟中体系的真实组分见图4.