1、化学化工学院毕业论文设计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专业名称化学工程与工艺学生姓名XX学号1001090314指导教师XXX南京工业大学化学化工学院制I300KT/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ASPENPLUS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
2、的DCS控制系统。II300KT/ASULFURICACIDPLANTBURNINGSULFURCONVERSIONSECTIONBURNINGSULFURFURNACEPROCESSDESIGNABSTRACTTHISARTICLEDISCUSSESTHESULFURICACIDPRODUCTIONPLANTPROCESSESANDCONSTRUCTIONOFIMPORTANCETHISPAPERDESCRIBESTHEUSEOFASPENPLUSPROCESSSIMULATIONSOFTWARETOSIMULATETHEMAINDEVICE,ANDTHEENTIREPROCESSWASSI
3、MULATED,THEENTIREPROCESSHASBEENTHEMATERIALBALANCEANDENERGYBALANCEBURNINGSULFURSECTIONISTHEFOCUSOFTHISSTUDY,THISPAPERPRESENTSTHESULFURBURNINGFURNACEBODYSIZECALCULATIONMETHODANDPROCESS,ANDTHEBURNINGOFSULFURFURNACEDESIGNEDINDETAILINADDITION,THISPAPERCONDUCTEDASELECTIONOFMAJOREQUIPMENT,BURNINGSULFURSECT
4、IONDESCRIBESTHEEQUIPMENTLAYOUTANDPIPINGDESIGN,ANDTHESECTIONOFTHEDCSCONTROLSYSTEMKEYWORDSSULFURICACIDPRODUCTIONASPENPLUSPROCESSSIMULATIONBURNINGSULFURFURNACEIII目录摘要IABSTRACTII第一章文献综述111硫酸简介112国内外硫酸工业概况113硫酸市场分析214硫磺制酸3141硫磺制酸的工艺流程3142焚硫工段3143转化工段平4144干吸工段5145废热回收6第二章总论821项目概述822设计依据823设计原则8231环境保护条例8
5、232约束条件924项目建设意义925原料及产品方案1026主要物料规格及消耗1027主要危险品性质11第三章工艺流程1131设计目标12311概述12IV312生产规模1232工艺路线选择12321工艺路线选择原则12322工艺路线的比较及选择1233工艺流程介绍14331焚硫转化工段14332干吸工段15第四章流程计算与模拟1741基础数据计算17411已知基础文献数据17412基础数据计算1742组分设置1843物性方法的选择1944化学反应1945各模块模型的选择与设置19451干燥塔T40119452吸收塔T402，T40320453焚硫炉F30121454转化器R152246全流程
6、模拟23第五章物料与能量衡算2551物料衡算25511物料衡算依据25512衡算方法25513衡算任务26514总物料衡算2652能量衡算27V521衡算依据27522衡算任务28523全流程热量衡算28第六章焚硫炉设计与计算3061概述3062设计目标3063焚硫炉设计基础30631焚硫炉简介30632焚硫炉的设计要求3164焚硫炉主体尺寸计算31641炉膛容积31642容积热强度32643硫燃烧热效应32644炉膛容积32645炉子长度与直径33646进气和出气孔径的计算33647二次风进口孔径34648人孔3465焚硫炉详细设计34651炉墙设计34652挡墙设计38653旋流装置396
7、54鞍座设计39655硫磺喷枪4066焚硫炉设计条件汇总4167鼓风机选型43671概述43672设计标准43VI673设计原则44673鼓风机C301选型44第七章焚硫工段设备布置4571车间布置设计依据45711相关规范和标准45712基础资料4572设备布置设计原则4573焚硫工段设备布置46第八章焚硫工段的配管设计4781设计依据47811设计标准47812基础资料4782焚硫工段配管设计47821管径计算47822管道材料48823阀门及管件48824管道连接4983焚硫炉工段管道布置49831管道敷设原则49832焚硫炉管道布置49833管廊上的管道布置50834其它管道布置50第
8、九章自动控制及仪表5191设计依据5192控制系统的选择5193转化工段控制方案51931鼓风机51VII932焚硫炉51933废热锅炉5294焚硫工段仪表控制点5295焚硫工段主要仪表选型52951压力仪表52952温度仪表52953调节阀5396仪表防护和防暴53参考文献54致谢55南京工业大学本科生毕业设计1第一章文献综述11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15G/M3）、浓硫酸（密度约为184G/M3）和发烟硫酸（密度大于184G/M3）。常用的稀硫酸
9、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1045和10675。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。12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521。全球硫酸产量近十多年均是正增长，而到2006年
10、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829的硫酸以硫磺为原料、美国占820。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834；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；T2006年全球硫铁矿产量降至5730KT，仅为所有形态硫总生产量的842。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，尤第一章文献综述2其是2
11、0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30519万吨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8090，到2002年降到50以下。至2010
12、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100，108。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。13硫酸市场分析世界上肥料工业是硫酸
13、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122。1995年化肥生产用酸占硫酸总产量的732其中磷肥占661、硫酸铵占715，1997年占全年硫酸总产量的722。1998年全国化肥产量273616万吨，比上年增长72，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42。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。南京工业大学本科生毕业设计32002年国
14、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7195。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2572。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。14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40005
15、000KT/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。141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11硫磺制酸流程框图FIG11FLOWDIAGRAMOFSULFURICACIDFROMSULFURIC142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，经硫第一章文献综述4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
16、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。1421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
17、，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。1422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。143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
18、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1最终转化率高南京工业大学本科生毕业设计52能够处理SO2较高的炉气；3可以减少尾气中SO2的排放量；4所需的换热面积较大；5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“32”五段转化，“31”四段转化，“22”四段转化，“21”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“32”五段转化和“31”四段转化
19、工艺，研究表明在较高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“32”五段转化工艺。144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
20、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。第一章文献综述6145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
21、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4016。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
22、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
23、高到9318。15论文设计项目内容与意义本文设计项目为300KT/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南京工业大学本科生毕业设计7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100，108。预计到“十二五”末期我国硫磺制酸产能将达到4700050000KT/A，产
24、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8第二章总论21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、“32”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
25、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。22设计依据化工工厂初步设计文件内容深度HG/T2068820002013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23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。231环境保护条例（1）地面水环境质量标准GB383888（2）大气环境质量标准GB309582（3）城市区域环
26、境噪声标准GB309682南京工业大学本科生毕业设计9（4）污水综合排放标准GB897888（5）工业“三废”排放试行标准GBJ473（6）锅炉烟尘排放标准GB384183232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
27、的具体情况。24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100，108。第二章总论10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
28、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。25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/T2002一等品指标。具体如表21。表21工业一等品98硫酸指标TAB21THEINDICATOROFINDUSTRIALGRADESULFURICACIDWITH98W/W项目98工业硫酸指标H2SO498灰分003FE001AS0005透明度50MM色度20MLHG001PB00
29、2本装置每年生产符合该标准的浓硫酸30万吨（折100硫酸计）26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22。表22主要物料消耗表TAB22THEMAINMATERIALCONSUMPTION序号项目规格数量备注1液硫按供给982万吨/年2空气环境空气613E8M3/年3锅炉给水104/55MPA378万吨/年南京工业大学本科生毕业设计114催化剂工业等级288M3一次装填量5电350/220V3488万千瓦时/年6冷却水301872万吨/年27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23。表23主要危险物品性质表TAB23MA
30、INPROPERTIESOFDANGEROUSGOODS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105330无意义无意义无意义强腐蚀性不可燃硫磺1194446无意义可致慢性中毒易燃第三章工艺流程12第三章工艺流程31设计目标311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“32”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。312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。32工艺路线选择321工艺
31、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。322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
32、酸工业最重要的硫酸生产方法之一。硫铁矿制酸工艺包南京工业大学本科生毕业设计13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
33、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67）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
34、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67。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994997。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
35、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。第三章工艺流程1433工艺流程介绍331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95（摩
36、尔浓度）左右。余热回收器回收热量后产生的382MPA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95（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382MPA、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
37、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）和热换南京工业大学本科生毕业设计15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
38、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998），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。332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9474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01G/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
39、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9474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987，自塔底排至吸收塔酸循环槽中。二次转化来
40、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9806,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第三章工艺流程16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31是本工艺的流程简。图3130万吨/年硫磺制酸工艺流程简图FIG31PROCESSFLOWDIAGRAMOF300KT
41、/ASULFURICACIDFROMSULFURIC南京工业大学本科生毕业设计17第四章流程计算与模拟41基础数据计算411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“32”两转两吸，塔后风机（4）当地大气温度28（5）当地大气压10079KPA（6）当地年平均相对湿度81（7）焚硫炉出口气体浓度SO2浓度95；SO301（8）干燥塔上塔酸浓95；上塔酸温50；喷淋密度18M3/M2H（9）第一吸收塔上塔酸浓98；上塔酸温70；喷淋密度23M3/M2H（10）第二吸收塔上塔酸浓98；上塔酸温70；喷淋密度18M3/M2H（11）转化各段转化率64
42、、87、94、991、9975（12）转化各段进口温度420、455、440、420、420（13）吸收率9999412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9975，SO3总的吸收率为9999，可计算出液硫进料量为41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95，SO3为01，可由式41计算工艺所第四章流程计算与模拟18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。错误未找到引用源。42将硫磺用量12277T/H带
43、入式41，计算出V（空气）（硫）903715NM3/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。FAIRV（空气）（硫）/224391683KMOL/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378KPA。空气中水含量可由式43算得。43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。42组分设置因为体系含有电解质，使用ASPENPLUS模拟时，输入S，SO2等基础组分后，需要使用电解质向导ELECWIZARD进行组分设置。ELECTROLYTESEXPERTSYS
44、TEM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41。图41模拟体系中的真实组分南京工业大学本科生毕业设计19FIG41THEREALCOMPONENTOFTHEMODELSYSTEM43物性方法的选择硫磺制酸体系含有电解质，故全局物性方法选择“ELECNRTL”。ELECNRTL物性方法是最通用的电解质物性方法，它能处理很低和很高浓度的电解质溶液，也能处理水溶液和混合溶剂系统。ELECNRTL利用ELECTROLYTENRTL活度系数方程计算非理想电解质溶
45、液的物性。此外，亨利定律用于计算SO2，O2，N2在硫酸中的气体溶解度。IDEAL用于计算反应单元和换热单元中气相的物性。STEAMTA物性方法使用1967ASME蒸汽表关联式来计算热力学性质，使用水蒸气国际协会（IAPS）关联式来计算传递性质。该物性方法用于计算纯水和水蒸气性质，温度范围为273151073K，最大压力为1000BAR。本设计涉及公用工程为冷却水和蒸汽，温度和压力满足该物性方法使用范围，故选择STEAMTA计算水与水蒸气所有的热力性质。44化学反应该工艺中所涉及到的主要化学反应和主要的离子反应式见表41。表41硫磺制酸中的主要化学反应TAB41THEMAINCHEMICALR
46、EACTIONOFSULFURICACIDFROMSULFRICREACTIONREACTIONTYPESTOICHIOMETRY1EQUILIBRIUMSO2SO22EQUILIBRIUMSO205O2SO33EQUILIBRIUMSO3H2OH2SO44EQUILIBRIUMH2SO4H2OHSO4H3O5EQUILIBRIUMHSO4H2OSO42H3O45各模块模型的选择与设置451干燥塔T401（1）模型选择浓硫酸干燥湿空气实质上是一个物理吸收过程，本设计选择RADFRAC模型模第四章流程计算与模拟20拟计算干燥塔。RADFRAC是严格精馏模拟中最常用的模型，能够准确地确定各级上的温
47、度、压力、流率、相平衡和传热速率，它可以模拟精馏塔，吸收塔和汽提塔等。（2）模型设置干燥塔为常压操作，全塔压降为300MMH2O，经优化后确定塔板数为6块，湿空气从第六块塔板下方进料，硫酸由塔顶进料。RADFRAC模拟物理吸收过程时，需要对其进行设置，在SETUP页面中将收敛基础由STANDARD改为CUSTOM；在CONVERGENCE|ADAVANCED页面将RADFRAC改为吸收塔，具体见图42。图42干燥塔设置FIG42THEDRYINGCOLUMNSETTING452吸收塔T402，T403（1）模型选择工艺流程中的两个吸收塔T402，T403均选用RADFRAC模型进行模拟。（2）
48、模型设置两吸收塔均为常压操作，T402塔顶操作压力设置为2000MMH2OG，全塔压降为550MMH2O；T403塔顶操作压力设置为1000MMH2OG，全塔压降为350MMH2O。两塔塔板数均为6块，气体均从第6块板下方进料，98硫酸均为塔顶喷淋。此外，第一吸收塔T402还是用95硫酸进行吸收，第3块板进料。由于吸收过程发生化学反应，即SO3和H2O反应生成硫酸，故需要对RADFRAC进行特别设置，具体设置如图43和44所示。南京工业大学本科生毕业设计21图43吸收塔REACTIONS设置FIG43REACTIONSSETTINGSINABSORBER图44吸收塔反应C1设置FIG44REA
49、CTIONC1SETTINGINABSORBER453焚硫炉F301（1）模型选择硫磺燃烧机理比较复杂，是一个连锁反应，过程中产生低级硫氧化物（中间产物）、SO2和SO3等，而具体的可能发生的反应不能确定。硫磺燃烧发生在焚硫炉中，本设计选择RGIBBS反应器模拟焚硫炉。RGIBBS反应器根据系统的GIBBS自由能趋于最小值的原则，计算同时达到化学平衡和相平衡时的系统组成和相分布。当已知（或未知）化学反应式而不知道反应历程和动力学可行性时，可以使用RGIBBS反应器估算可能达到的化学平衡和相平衡结果。（2）模型设置硫磺燃烧反应条件为恒压绝热，产物为SO2和SO3等。模拟中，反应器设置如图45和46。第四章流程计算与模拟22图45反应条件设置FIG45REACTIONCONDITIONSSETTING图46反应产物的设置FIG46REACTIONPRODUCTSSETTING454转化器R15（1）模型选择转化器分五段转化，实际反应时各段催化剂之间对化学反应无影响，所以模拟时可采用五个反应器来代替转化器。本设计选择5个RSTOIC反应器模拟转化器。RSTOIC反应器按照化学反应方程式
