年产30万吨硫酸毕业设计方案说明指导书.doc

1 文献综述
1.1概述
近十几年以来,国内硫酸工业得到很大发展，重要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明显。国内自行设计、自己建设中、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，从国外引进了某些先进硫酸技术。硫酸工程设计进步，大大变化了国内硫酸工业技术状况。
硫酸工程设计因采用原料不同其形式各异，工艺过程和设备须与所用原料相匹配。此前国内以硫铁矿生产硫酸为主体，在今相称长时期内，这种状况不会有较大变化；以重有色冶金工业冶炼烟气生产硫酸，是国内硫酸工业重要构成某些；随着硫磺供应增长，愈来愈多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、联产水泥工程，也有新发展。普通状况下，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关于，由于硫酸产品大某些用于生产磷肥等化学肥料，因此硫酸工程大某些和磷肥工业配套建设。比较典型是小磷铵工程中120t/d硫酸工程；120kt/a磷铵工程中600t/d硫酸工程；240kt/a磷铵工程中1200t/d硫酸工程；尚有配合重钙生产硫酸工程。对重有色金属冶炼工业硫酸工程，硫酸装置规模大小取决于冶炼金属和所选用冶炼工艺。在这些联合公司中，硫酸装置投资费用是举足轻重，所占比例均较高。由于磷肥工业和重有色冶金工业装置日趋大型化，配套硫酸装置也相应大型化。然而，毕竟硫酸生产不是这些公司主体装置，因此硫酸工程设计不应喧宾夺主，而应为主体装置“服务”。装置设计要有其适应性和灵活性。硫铁矿制酸南化、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贵溪、白银、葫芦岛、韶关、株洲、金川、金隆等大型硫酸工程设计都在不同限度上考虑了其配套地位。
硫酸工程设计广泛采用了先进技术和装备。在许多工程设计中，应用国内自己开发新技术，也引进了国外某些新技术；大量使用国内研制装备，亦引进了某些先进和大型设备；还推广使用了许多新材料等。这些办法大大改进了工艺和装备状态，延长了装备使用寿命，减少了维修。国内是世界上使用硫铁矿生产硫酸最多国家，在矿制酸方面也是最成熟和最富有经验国家。有一流沸腾焙烧技术，较全面地掌握了气体净化方面技术，效果和指标均较好。对装置机械化和自动化作了足够注重，特别是在大型装置中，原料贮运、装卸,采用和移植其她工业部门行之有效设备，提高机械化水平。控制方面，已经在某些大型工程中，设立了集散系统(DCS)，提高了工程设计自控水平。
工程设计组织体制逐渐与国际接轨，推广了以项目经理负责制为中心新体制，提高了管理水平，适应了进入国际市场需要。许多设计单位装备不断地改进和提高，应用了CAD辅助设计系统，开发和引进了许多应用软件，计算、方案选取、出图均由微机完毕，保证了设计质量，加快了设计进度。设计单位设计质量普遍提高了，详细反映在这些年建设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，获得了向国际市场进军通行证。
1.2硫酸几种不同生产工艺
1.2.1以硫磺为原料
进口硫磺可充分运用世界硫资源，以补充国内硫资源局限性，其前提是世界上要有多余硫磺供应。硫磺进口量多少受各种因素影响，据近来国际硫研究所和加拿大棱镜硫磺公司资料，对世纪年代以来世界硫磺供应总量和需求总量记录和将来预测至年表白，世界硫磺供需总量是平衡，并且呈现不同限度供不不大于求，多余某些成为库存在不同地区、不同步期硫供应或硫需求发生着变化，但硫供应总量和需求总量基本上平缓地上升，虽然年国内进口硫磺达占世界硫磺贸易量，也未浮现总体上生产和供应不大于需求态势。上述资料也许有局限性，不够全面，但可看出在世界范畴某些地区变化和世界总量变化是有区别。拿国内状况看，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量净增长了世界硫消费，而别的增长硫磺制酸大某些用于增产磷肥，并且重要是以产抵进，这样就减少了国外磷肥生产，即减少了国外硫消费量。因此，国内使世界硫磺消费净增长量实际低于进口硫磺增长量。
总体上世界硫磺供应略有富余，但年以来世界硫磺价格逐渐抬高，因素何在当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华人民共和国占最大出口地区是加拿大和中东总和。如下几种因素影响国际市场硫供需平衡和价格：国内以及印度近几年强劲需求；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是加拿大、中东出口方和中华人民共和国进口方，因中东不稳定局势和费用上涨，加拿大随之涨价也许性也是存在，受影响最大是国内。当前高价位应当能促使国内硫磺制酸增长势头下降。
如果国内进口硫磺增长率逐渐减小，上述其他几项不利因素逐渐缓和，市场供应量增长，在市场经济环境下价格有望不再增长而有小幅度回落，但不也许再回到年此前低价位。将来几年国内硫磺制酸在既有生产能力基本上保持平稳增长是恰当。
1.2.2以硫铁矿含伴生硫铁矿为原料
硫铁矿是国内自有资源，从国内这个人口，大国安全和经济发展考虑，保持一定规模硫铁矿采选能力和硫铁矿制酸能力是需要。同步，从国内硫铁矿资源状况上考虑又应当节约使用，恰本地运用国外硫资源。国内已是国际市场中重要一员，因而特别需要研究和把握好国际市场，为硫酸长期发展争取有利条件，硫铁矿制酸可以起到重要调节、平衡作用。如果将硫铁矿制酸改为硫磺制酸，将净增长世界硫磺消费需求，维持既有硫铁矿原料能力并稳步增长不但对国家经济安全有利，并且可以稳定世界硫磺市场，反过来对国内进口硫磺有利，总体上对国内硫酸工业长期发展有利。稳定和发展硫铁矿制酸要注重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勘探、资源开发运用规划和评价、资源合理运用研究、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提高、减少环境污染、解决矿渣综合运用、大型化等。要本着节约资源观点，矿山和硫酸厂都要考虑在充分运用中、高品位矿同步如何运用好低品位矿，提高资源综合运用率。
1.2.3冶炼烟气和其他原料
冶炼烟气重要是有色金属硫化矿物冶炼时产生含二氧化硫烟气，冶炼烟气制酸实际是冶炼厂副产品，是随着冶金工业发展而发展。国内冶炼烟气制酸发展迅速，已形成较大生产能力，其硫酸产量占全国总产量左右。石膏、磷石膏是国内硫酸原料潜在硫资源,当前已有口以上工业生产能力，但近期大规模发展条件还不够成熟。国内煤炭中所含硫也是潜在硫资源，当前燃煤烟气脱硫重要采用抛弃法，回收这某些硫开发研究和工业化应当加快进行。
1.2.4硫磺制酸与硫铁矿制酸优缺陷比较
当前国内硫酸工业是硫铁矿制酸和硫磺制酸为主。随着生产技术发展和市场经济变化，硫磺制酸体现了越来越多长处：
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）。硫磺制酸消耗水、电和原料费用低于硫铁矿制酸。生产成本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，原料加工也比硫铁矿制酸装置简朴，因而工艺流程短，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50%。也减少了装置管理费用。
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，有助于环保。
由于上述因素，采用硫磺为原料制取硫酸有更大优越性。
由于国内硫铁矿资源较丰富,国内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不断提高，人们环保意识越来越强，矿石制酸工艺存在对环境污染大问题越来越突出，到了必要进行工艺改进地步，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，而硫磺浓度又比较高，对里边杂质清除就比较简化，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，后期除尘、净化等工序非常繁琐。过去硫铁矿含硫量很高，当前硫铁矿含硫量很低，并且运送成本越来越高，这些因素都促使硫磺制酸工艺不断推广。从而选取清洁生产工艺--硫磺制酸。但随着国内磺制酸工艺普及，国内对硫磺需求量也不断加大，国内硫资源消费量约万吨，占世界总消费量2/5，进口硫（硫磺、硫酸）占国内硫消费量90%左右。随着硫需求不断上升，供应价格不断上涨，公司生产成不也不断提高，这些都促使咱们改进生产工艺，提高硫磺运用效率。
中华人民共和国硫酸生产由硫磺制酸、硫铁矿制酸和冶金烟气制酸构成，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%，其他约1%。当前国内硫酸生产问题之一是国内硫磺需求量90%依托进口。硫磺制酸基本上是为磷肥公司配套建设，因而国内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，世界上几乎只有中华人民共和国运用硫铁矿制酸，随着全球加强环保，硫铁矿制酸很也许被裁减；另一方面是硫铁矿制酸受制于硫磺价格，国际市场硫磺价格暴涨，国内硫铁矿制酸产能扩张；当前国际市场硫磺价格回落到合理价位，某些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硫铁矿资源，但是硫铁矿制酸没有竞争力，依托硫铁矿资源并不能保障国内硫供应平稳。

表1 中华人民共和国硫酸产量与构成

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

其她制酸%

1.34

1.63

1.335

0.82

1.2.5 硫磺中杂质对制酸工艺影响
硫磺中杂质重要有灰分、水分、酸度和硫化氢等,它们对制酸工艺影响分述如下:
1. 灰分
硫磺,特别是回收硫,在产出时灰分含量是比较少。但它们以固态通过堆存、装卸和运送,以及顾客库存,将受到各种固体杂质污染,使其灰分含量增长。硫磺中灰分能污染加热表面而减少它传热系数,某些灰分在熔硫槽、澄清槽中沉降,过多灰分将缩短熔硫槽和澄清槽清理周期。原料硫磺(固态)灰分含量普通不适当超过0.05%。
2. 水分
硫磺中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,仅影响熔硫时蒸汽消耗量。与完全没有水分时比较,每含1%水分,熔硫蒸汽理论消耗量(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.固态硫磺当含水分在1%以上,熔硫时则激烈起跑,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。这些酸是在潮湿环境和在细菌作用下,硫被空气缓慢氧化而形成。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反映而产生少量硫化氢:
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气体进行分析,气体中除经常具有浓度不等H2S外,还存在浓度恒定为0.01%(mol计)C8H14. H2S。有可以达到或超过燃爆浓度(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,不会达到爆炸限,而C8H14浓度始终恒定,可以以为它已经与硫磺中烃类达到平衡。在138℃如下,烃类与硫反映速度很慢,生成H2S能溶解于液态硫中。H2S在液硫中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倾向。
1.3硫酸性质
纯硫酸（H2SO4）是一种无色透明油状液体，相对密度为1.8269，几乎比水重一倍。工业生产硫酸是指SO3和H2O以一定比例混合溶液，而发烟硫酸是其中SO3和H2O摩尔比不不大于1溶液。由于发烟硫酸SO3蒸气压较大，暴露在空气中能释放出SO3，和空气中水蒸气迅速结合并凝结成酸雾而得名。
硫酸浓度通惯用其中所含硫酸重量百分数来表达。如98%硫酸，就是指其中具有98%重量硫酸和2%重量水。习惯上把浓度≥75%硫酸叫做浓硫酸，而把75%如下硫酸叫做稀硫酸。各种硫酸构成如表1-1所示：
表1-1 工业硫酸构成
名称
H2SO4
重量%
SO3/ H2O
构成，%
名称
H2SO4
重量%
SO3/ H2O
构成，%
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重量与同体积4℃水重量之比。相对密度与密度在概念上是不同，密度即单位体积硫酸质量，g/cm³。但对于同一条件下同一硫酸相对密度与密度在数值上是同一。
硫酸相对密度是温度与酸浓度函数。当固定温度，硫酸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。此属于普通变化规律。此外当酸浓度在0～100%范畴内，在任何温度下，以98.3%浓度下相对密度为最大。当硫酸浓度属于发烟酸范畴时，以含游离SO3在50%～65%浓度下相对密度为最高。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硫酸结晶温度
液体硫酸转变为固体硫酸时温度称为结晶温度。结晶温度随硫酸浓度不同而变化，其变化关系是不规则。市场上几种常用硫酸品种结晶温度如表1－2所示：
表1-2 惯用硫酸和发烟硫酸结晶温度
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备下述意义：
a.了硫酸贮存输送提供了防止发生冻酸温度控制根据。
b.为了拟定产品浓度范畴提供了根据。
c.对处在不正常状况下发生酸冻结因素分析提供了理论根据。
1.3.3硫酸热容、热焓
热容指在不发生相变又不发生化学反映和无其他功能条件下，单位硫酸温度升高或减少1℃时，所引起热量变化。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，将同一种浓度硫酸从0升高到1与从99升到100所需要热量是不同。可见不同温度下有不同热容，为了使用上以便，在工程计算中采用平均热容。热焓是指某一单位重量（kg）硫酸在某一温度下具有热量。热焓是状态函数，它变化由始态和终态决定，与中间过程无关。
1.3.4硫酸沸点蒸气压和蒸气构成
H2O－SO3为二元系统，其溶液具备恒沸状态性质，这种性质在硫酸水溶液浓缩、SO3吸取以及浓硫酸用作干燥剂等方面有着极其重要意义。溶液沸点随H2SO4含量增长而升高。当浓度达到98.3%时达最大值（336.8℃），此后则下降，至100%H2SO4时为296.2℃。发烟硫酸沸点，则随SO3（游离）百分含量增大而下降，直降至44.7℃。
常压下加热浓缩稀硫酸，当酸浓达到98.3%时，液面上气相构成与液相构成达到相似，虽然继续加热蒸发，液相组分不变，这时沸点（338.8℃）称恒沸点。这阐明在常压下只能将稀硫酸浓缩到98.3%，成为理论上浓缩浓度。但在生产操作中为了经济性和减少硫酸损失，普通只是将稀硫酸浓缩至92%～95%。
位于恒沸点右边区域，其特点是沸腾时，液体中硫酸含量不是增长而是减少，始终降到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SO3比H2O汽更易自液相中逸出。
依照相平衡原理，硫酸液面上应有相应气体成分。上述加热浓缩稀硫酸及加热蒸发游离SO3，相应气相成分以H2O和SO2为主。而在常压低温范畴内，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—与酸浓度关于常数
当温度一定期，硫酸液面上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硫酸粘度
硫酸粘度是表达流体硫酸内部阻碍其相对流动一种特性。粘度大小不但对输送管路阻力和泵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影响。硫酸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液体。在一定温度条件下加入填加剂（凝固作用）可制固体硫酸（胶体状）。
1.4 硫酸生产中三废治理
1.4.1 废气中有害物质
从吸取塔排出尾气中,仍尚有少量二氧化硫,普通含量在0.5%左右(体积分数),尾气中具有微量三氧化硫和硫酸沫。尾气中二氧化硫含量与二氧化硫转化率直接关于,但实际生产中,使总转化率达到99%以上,尾气中二氧化硫含量达到排放原则是有一定困难,普通对尾气进行回收,尾气回收办法当前重要是氨-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关于,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。当前,对于硫酸工业污水解决,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，烧渣中含较少铁和一定数量铜、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某些有色金属和贵金属，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设计根据
《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%浓硫酸
产品规格：产品质量原则执行中华人民共和国工业硫酸原则（GB / T 534-）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气象条件及空气构成
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原料硫磺构成
原料硫磺： 含 S 99.50%
含 H20 0.45%
含 灰分 0.05%
得到运用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水分蒸发掉99.95%
熔融后液硫中带出水量==6.69 kg/h
2.3.4物料衡算表

熔硫槽物料衡算-----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%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 熔硫槽热料衡算
3.1.1 流程示意图

3.1.2 计算根据
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熔融不含水固体硫磺所消耗热量Q′：

式中，Q1—正交晶硫从17.0加热到95.4时显热；
Q2—正交晶硫在95.4时转变为单斜晶硫转变热；
Q3—单斜晶硫95.4加热到118.9；
Q4—单斜晶硫在118.9时溶解热；
Q5—液硫从118.9加热到140时显热。
1）正交晶硫加热到95.4所需显热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）熔融不含水固体硫磺所消耗热量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℃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干燥塔热量衡算
3.3.1流程示意图

3.3.2干燥塔物料衡算表
干燥塔物料衡算

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为硫酸稀释热，n为每克硫酸所加入克分子水数
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，故忽视不计。
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%硫酸稀释热 3078849.43
总量
20550600.96
20550600.96
3.4焚硫炉热量衡算
3.4.1流程示意图

3.4.2反映方程式
[1]
[1]
3.4.3焚硫炉物料衡算表
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