年產20萬噸硫酸合成段工藝設計目錄摘要 31引言 51.1選題的目的及意義 51.2硫酸的性質 51.2.1物理性質 51.2.2化學性質 21.3硫酸幾種不同的生產工藝及對比 21.3.1硫磺制酸工藝 21.3.2硫鐵礦制酸工藝 31.3.3冶煉氣制酸 31.3.4煙氣對比 32工藝流程選擇 42.1生產的基本原理 42.2生產方法的選擇 62.3.1廢熱鍋爐的選擇 62.3.2焚硫爐的設計 72.3.3轉化器的選擇 72.3.4酸冷卻器 72.3.5省煤器 72.3.6過熱器 73工藝計算 83.1物料衡算 83.1.1已知條件 83.1.2系統物料衡算 93.1.3空氣干燥 113.2焚硫 123.2.1爐氣量 123.2.2進口量 133.2.3焚硫爐 133.3一次轉化 143.3.1計算平衡曲線 143.3.2轉化率的分配 153.3.3一轉各段進出口物料衡算 163.4第一吸收塔 173.5二次轉化 183.5.1計算平衡曲線 183.5.2二轉各段進出口物料平衡 193.6換熱器及換熱面積的計算 203.6.1高溫過熱器 203.6.2第Ⅰ換熱器 213.6.3第Ⅱ換熱器 213.6.4第Ⅰ省煤器 223.6.5第Ⅰ低溫過熱器 233.6.6第Ⅱ低溫過熱器 233.6.7第Ⅱ省煤器 243.7第二吸收塔 254三廢的來源及處理 264.1廢氣中有害物質 264.2廢水處理 264.3廢渣處理 265經濟核算 275.1工程費用 275.2其他費用 285.3產品單元成本 286結論 29參考文獻 29附錄一硫酸生產總工段設備圖 32附錄二吸收塔設備條件圖 33摘要：硫酸是一種無機化合物，化學式是H2SO4，最重要的\t"/item/%E7%A1%AB%E9%85%B8/_blank"含氧酸也就是硫酸。純凈的硫酸為無色油狀液體，10.36℃時\t"/item/%E7%A1%AB%E9%85%B8/_blank"結晶。硫酸是一種重要的工業原料，可用于制造肥料、藥物、炸藥、顏料、\t"/item/%E7%A1%AB%E9%85%B8/_blank"洗滌劑、\t"/item/%E7%A1%AB%E9%85%B8/_blank"蓄電池等，也廣泛應用于凈化石油、金屬冶煉以及染料等工業中。所以，硫酸的合成對現代人類生活有著極大的便利。本課題是年產20萬噸硫磺制制酸工段設計，相比起其他合成硫酸的工藝，硫磺制酸簡便了許多，節約了投資成本，產品質量高。該工段設計包含了主要設備選擇、工藝流程配置、環境保護等。該工藝主要由三個部分組成:硫磺燃燒、轉化和吸收。其原理主要就是：在焚硫階段，硫與氧氣反應生成二氧化硫（霧化蒸發），然后轉化塔二氧化硫與氧氣反應生成三氧化硫（轉化反應和催化劑催化），最后在吸收塔中三氧化硫與水反應生成硫酸。此次吸收工段采用的是業內成熟的兩轉兩吸工藝，此工藝能顧減少廢水和廢氣，還能提升硫的利用率，節約了成本，還使避免了資源浪費。關鍵詞:硫酸；工段設計；兩轉兩吸;1引言1.1選題的目的及意義硫酸是我國重要的工業原料之一，廣泛應用于冶金、石油等工業，其主要產地在云南(16.34%)、湖北(9.50%)等地，區域集中度較低。隨著目前工業產業不斷快速發展，各種化工產品的生產也得到快速發展。2016-2020年我國硫酸（折100%）產量均在九千萬噸以上，2020年產量為9238萬噸，同比增長1.3%[1]。目前硫酸的生產由于采用的原料不同，所以導致生產的工藝也形式各異。此次設計我以硫為原料生產硫酸大大簡化了工藝，節約了投資成本，產品質量高。1.2硫酸的性質1.2.1物理性質純硫酸普遍為無色的油狀液體，密度1.84g/cm3，沸點337℃，任意比例的硫酸都能和水互溶，且能放出大量的熱，讓水達到沸騰狀態。當它達到290℃時三氧化硫就會被釋放出來，溶液變為98.54%的水溶液，而溫度達到317℃時則會沸騰，形成共沸混合物。圖1硫酸的結構式及鍵長濃度的差異不同濃度的硫酸有不同的應用，下表為一些常見的濃度級別差異表1-1硫酸濃度差異表H2SO4比重相應密度（kg/L）濃度（mol/L）俗稱10%1.07～1稀硫酸29～32%1.25～1.284.25～5鉛酸蓄電池酸62～70%1.52～1.609.6～11.5室酸、肥料酸98%1.83%～18濃硫酸（2）極性與導電性純硫酸是一種介電系數大概為100的極性特別大的液體。正因為他有非常高的導電性，表明它的分子和分子之間可以相互質子化對方，而這種質子化對方的過程就被稱為質子自遷移。如下所示：1.2.2化學性質腐蝕性在硫酸溶劑體系中，質子化很多物質產生離子型化合物正是因為H3SO4+經常起酸的作用：脫水性脫水是指根據水中氫和氧原子之間的組成，用濃硫酸除去非游離水分子或除去有機物質中的氫和氧元素的過程。就硫酸而言，脫水是濃硫酸的本質，而不是它的性質。濃硫酸具有脫水作用且很強，并根據脫水過程中水的組成比例將其除去。（3）強氧化性當還原劑的量和種類不同時硫酸還能被還原為SO2，S或H2S；例如，HBr，H2S和HI在還原劑過量的情況下將濃硫酸還原成不一樣的物質：還原劑量不同時，產物也可能有所不同：1.3硫酸幾種不同的生產工藝及對比1.3.1硫磺制酸工藝隨著硫酸生產產業的不斷發展，硫磺制酸工藝在當前硫酸生產中占據越來越重要的地位，并且有著越來越廣泛的應用。對于硫磺制酸工藝而言，其在實際應用中所表現出的優點就是比較簡便快捷，在整個生產中包括三個流程內容，即熔硫環節、焚硫轉化環節以及干燥成品環節。其中硫磺制酸工藝中干燥成品工藝的優點就是所需要的時間比較短，成本也比較低，所產生的污染也比較少，已經成為目前應用十分廣泛的一種方法，具有較高的應用價值[2]。1.3.2硫鐵礦制酸工藝硫鐵礦屬于十分重要的一種硫源，在硫酸制備中也是十分重要的原料。在硫鐵礦制酸工藝中，干吸及轉化環節也是十分重要的一點。對于凈化之后煙氣，可促使其通入干燥塔中，使其中水分得以去除，通過干燥后可有效降低蒸汽中含水量，在通過鼓風機后可促使其進入轉化工序中。在目前硫鐵礦制酸工藝中，應用比較廣泛的轉化方法就是四段雙接觸工藝，在這種技術轉化率比較高，其轉化率基本上能夠達到100%，可使原料浪費得以很大程度減少。總的來說，其優點就是資源比較豐富，成本相對比較到，具有較大的資源基礎，但是這一工藝也存在缺陷，即需要的時間比較長，對于會對環境造成一定程度的污染。1.3.3冶煉氣制酸在目前的硫酸生產過程中，冶煉氣制酸工藝屬于新型的生產工藝，其主要就是通過金屬冶煉所產生氣體實現硫酸制備的一種方法。對于不同生產廠家而言，采用冶煉氣制硫酸過程中，設備和冶煉氣的成分也會有所不同。并且相關工藝流程也有所差異。就目前實際情況而言，在硫酸的生產中，從氣體中提取的酸有四種以上，它們是制干酸和冷凝酸、使不穩定狀態發生變化、清除酸、僅清除酸的方法。它們改變了清除酸的方法。在上述四種方法的應用中，更多的用途是清除酸和產生兩次酸，這一工藝有點就是對于硫具有較高利用率，并且可使硫酸生產質量得到較好的保障，對于環境所產生的污染也比較少，因而屬于比較有效的一種生產方式，也是比較先進的生產方式，但是，這一工藝在實際應用中對于工藝技術水平具有較高的要求，需要相關技術人員能夠充分掌握相關工藝，在此基礎上才能夠使硫酸制備得到滿意效果。1.3.4煙氣對比由于硫磺制酸爐氣較為純凈，無需濕法凈化，該工藝簡單，但利用老煤氣和液化氣生產硫酸時，液化氣經常受到煤氣和液化氣的破壞。[3]。2工藝流程選擇2.1生產的基本原理二氧化硫氧化為三氧化硫的反應為：式中，P*SO3、P*SO2、P*O2分別為SO3、SO2、O2的平衡分壓。在400—700℃范圍內，其平衡常數與溫度的關系為：由此可見，平衡常數在一定范圍內隨溫度的升高而減小。平衡轉化率在某一溫度下反映了該化學反應可以進行的程度。其表達式為:若系統壓力為P(MP)初始氣體摩爾組成為:SO2a%，O2b%以100mol的初始氣體混合物為計算基準，達到平衡時:被氧化的SO2量:aXTmol消耗的O2量:0.5aXTmol剩余O2量:b-0.5aXTmol平衡時混合氣體的量:100-0.5aXTmol.故氧的分壓可以表示為:故平衡轉化率為：2.1.1溫度的選擇二氧化硫氧化為三氧化硫是可逆的放熱反應，反應溫度對反應有很大影響。但是催化劑不同，太高太低都不行。反應是由化學動力學控制，可由動力學模型用一般求極值的方法導出最佳溫度計算公式[4]:則各段轉化最佳溫度:一段進口:383.2℃一段出口:590℃二段進口:495.5℃.二段出口:529.2℃三段進口:472.5℃三段出口:487.9℃四段進口:487.9℃四段出口:479.8℃五段進口:436℃五段出口:436.7℃2.1.2SO2最佳濃度選擇二氧化硫和催化劑層的阻力關系密切，為了保證產量和收益，適宜的SO2濃度很重要。工業中，在此工藝條件下，二氧化硫的進口濃度在9.8%最合適。2.1.3催化劑的選擇研制耐高溫高活性催化劑在硫酸生產過程中非常重要。在本設計中催化劑采用國產的S107型催化劑。S107催化劑的主要物理化學性質見下表：表2-1S107催化劑的主要物理化學性質表顆粒尺寸（mm）φ5×（10～15）圓柱形堆積密度Kg/L0.5-0.6機械強度Kgf/cm2>15起燃溫度（℃）360～370正常使用溫度（℃）480～580最高耐熱溫度（℃）600反應速率常數可以直接使用下列公式：而轉化率小于60%，溫度低于460℃時則用下式:2.2生產方法的選擇“兩轉兩吸”硫磺制硫酸生產裝置，干燥和吸收系統一般均設有“塔-槽-泵-酸冷卻器-塔”的濃硫酸循環過程。此次選擇的干燥吸收流程為三塔兩槽三泵干燥酸與一吸酸混合流程[5]。圖2-1干燥吸收流程圖2.2.2轉化流程的選擇近年來硫酸生產工藝中二氧化硫的轉化工藝采用兩轉兩吸的工藝。其中心就是讓該工藝的轉化階段穩定在某一個適宜溫度下進行，保證他的熱量平衡[6]。2.2.3硫磺制酸的廢熱利用最近幾年硫酸的價格不斷下跌，導致我國各個硫酸生產企業陸續的修建硫磺制酸工廠。與此同時，硫磺制酸工藝會產生大量的廢熱，將這些廢熱合理利用，又會是一筆不菲的經濟效益。目前，硫磺制酸產生的積極效益競爭越來越激烈，廢熱利用已經成為了提高硫酸產品競爭的主力軍[7]。2.3設備的選擇2.3.1廢熱鍋爐的選擇目前廢熱鍋爐有火管鍋爐和水管鍋爐兩種。在上個世紀年末大多的硫磺制酸企業都是采用的水管鍋爐。直到現在，一部分的大型硫磺制酸企業都是采用的運行良好的水管鍋爐。但是火管鍋爐其實也具有一系列的優點，上個世紀八十年代，北京等城市工廠引進了火管鍋爐，但是一些工廠用了國產的火管鍋爐后出現了一系列的問題。并不代表火管鍋爐不好，而是國產火管鍋爐還有待進步。總的來說，火管鍋爐和水管鍋爐各有各的特點，大型的硫磺制酸工廠大多都會采用火管鍋爐[8]。2.3.2焚硫爐的設計硫磺燃燒裝置也是硫酸硫磺燃燒的非常重要的設備。在硫磺燃燒廠的工作中，必須確保高質量的液態硫分配效果。另外，必須將細碎的硫與空氣完全混合，以使液態硫完全燃燒。我國目前有兩種主要的硫磺燃燒裝置，一種是常用的圓桶型臥式硫燃燒器，另一種是擴大型臥式硫燃燒器。2.3.3轉化器的選擇近年來，我國依舊沒能生產出流速高的轉化器，不能讓催化劑層中的爐氣分布均勻。如果擁有了一定的理想條件，有兩點要注意。第一，如果流速加快，催化劑層加高，阻力也會增加。第二，使用大環狀釩催化劑，容積增加的同時相當于也增加了催化劑的高度。轉化器的內部構建有兩種形式：耐熱鑄鐵材料制作形式和普通鋼板加少量耐熱材料制作形式。第二種只適合小型的轉化器。其溫度若是太高會導致事故塌陷，所以本設計采用第一種轉化器[9]。2.3.4酸冷卻器

本設計第一吸收塔的出塔酸溫度偏高，所以應使用帶陽極保護管殼式酸冷卻器。目前我國年產百噸以內的大型硫磺制酸工藝都采用的這種酸冷卻器，由于它的冷卻效果好，操作也讓人們信賴，得到了一致好評[10]。2.3.5省煤器

本次設計所用的都是采用的立式碳鋼殼體的省煤器。只有一組盤管的是中間省煤器，有兩組盤管的是最終省煤器，兩管分別為：鍋爐給水預熱盤管和飽和蒸汽預熱盤管。省煤器底部殼體中有耐酸襯里且裝有密封罐，避免因為煙氣冷凝而導致的腐蝕。2.3.6過熱器將一級和五級出口過熱器轉換成合金鋼的垂直矩形結構，布置在室外，高溫和低溫過熱管從上到下排列。蒸汽和煙道氣的流動方向相反，在兩個過熱器之間設置了一個噴水加熱器，以調節出口的蒸汽溫度，并且通風口和連接管在合金鋼外殼的外部。兩級過熱器由入口和出口頭以及螺旋翅片盤管組成。翅片線圈和肘部之間的直線部分是光滑的管。直翅片管穿過盒子放置在盒子中，進出管和彎頭的兩端都放置在肘盒中，便于安裝和維護。3工藝計算3.1物料衡算3.1.1已知條件生產能力：200kt/a(98%H2SO4)年工作日：300天小時產量：轉化率：其中:

x1、x2—分別表示第一、第二轉的轉化率;x—總轉化率。考慮“3+2”流程，其中總轉化率達99.8%;

取X1=93.5%,X2=96.9%,吸收率:99.98%

轉化進口SO2濃度9.9%轉化進口SO3濃度0.4%

產品酸濃度:

98.0%硫酸轉化進口H2O(g)含量0.09g/Nm3實際設計小時產量為:硫磺質量：含S：含H20：0.24%含灰分：0.72%氣象條件：取達州5月份平均氣溫作為設計溫度：25.5℃；空氣平均相對濕度：79.0%；年平均大氣壓：100.63kpa。3.1.2系統物料衡算轉化進口氣量的確定小時產酸所需要SO3量：第一次轉化吸收SO3的量：設轉化進氣量為Mkmol/h，則吸收的SO3的量為：同理，第二次轉化所得吸收的SO3量：解得：轉化進口氣體組成:

SO29.9%

SO230.4%

N2x%

O2(1-9.9%-0.4%-x%)對O2作物料衡算:

O29.9%+0.4%×1.5+(1-9.9%-0.4%-x%)

N2x%

解得：x%=79.158%O2=10.542%轉化進氣組成如下圖所示：表3-1轉化進氣組成組成表組分SO2SO3O2N2合計量9.90.410.54279.158100轉化氣中含H2O（g）量：kg/h硫磺消耗量：每小時產酸量：23.6735t/hS→H2SO43298X23.6735解得：原料硫磺含硫99.04%，考慮硫處理過程中收率為98.5%，則原料硫磺的實際消耗量：每噸酸消耗的原料硫磺的消耗定額：消耗的空氣量：轉化器進口氣體中N2的量：則干空氣量為：轉化器一段空氣的平均分子量：由此可得干空氣的平均分子量：（4）空氣帶入的水量：五月平均溫度：25.5℃空氣平均相對濕度：79%年平均大氣壓：100.63kpa25.5℃下飽和水蒸氣壓力用Antoine公式計算：式中，Pvp，bar(105pa)；T，K。其中A=11.6834，B=3816.44，C=-46.13。解得：Pvp=0.030222772bar，p*=3.033kpa因此干空氣的濕含量為：故空氣帶入水量為：（5）空氣干燥除去水量：空氣帶入水量為1237.1426kg/h硫磺帶入水量，若考慮熔硫中水分除去率為90%，則精餾帶入的水量為：轉化進氣帶入水量：5.8043kg/h干燥過程除去的水量：干燥效率：3.1.3空氣干燥空氣用量干空氣量：64620.8237Nm3/h水量：1237.1426kg/h干燥空氣量：干空氣量：64620.8237Nm3/h水量：干燥酸：進口酸溫度：當地五月份平均溫度為25.2℃，若考慮ΔT=10℃循環水溫度為34.5℃，則酸溫度為44.5℃。酸濃度：98%H2SO4作為干燥劑在44.5℃下，密度為1.812t/m3。干燥塔直徑：空塔氣速0.8m/s，主鼓風機設在塔后，操作壓力：操作溫度：操作氣量：，則噴淋密度：12m3/(m2·h）噴淋酸量：其中，H2SO4:H2O:出塔酸量：其中，H2SO4:532.3700t/hH2O:出塔酸濃度：干燥塔填料容積取9m3/(Nm3·s)，填料高度為：3.2焚硫3.2.1爐氣量SO2量：耗氧量：5331.3232Nm3/h爐氣組成如下表所示：表3-2爐氣組成表組分SO2SO3O2N2合計Nm3/h5331.3232215.40705677.051442627.967953851.7495%9.90.410.54279.1581003.2.2進口量S：7923.9kg/hH2O:1.8732kg/h干燥空氣：64620.8237Nm3/h其中，O2=6812.3272Nm/hH2O=5.8043kg/hN2=51152.5516Nm/h3.2.3焚硫爐選用日本三井公司制造的臥式焚化爐，其容積熱強度q取為160000kcal/(m3·h)時：式中：G——液硫的消耗量，kg/h,G取6011.2kg/hΔH——硫磺燃燒熱，2217kcal/kgQ=GΔH=6011.2C×2217×4.1868=55796773.52kJ/h又則焚硫爐的凈內長度L和內直徑D的比值為而帶入數據計算得：D=3.3589mL=9.404m3.3一次轉化3.3.1計算平衡曲線已知平衡轉化率式中:

P為操作壓力(絕壓)；

a%:原始氣體混合物中二氧化硫的濃度；

b%:原始氣體混合物中氧氣的濃度；Kp:平衡常數;

(atm-0.5)；XT:平衡轉化率；

其中:a=9.9

b=10.542

帶入計算結果如下表，根據催化劑的適用范圍，設初始溫度為380℃，由試差法可計算出如下所示關于轉化率溫度數據：表3-3一轉平衡曲線數據表溫度（℃）平衡常數平衡轉化率XT溫度（℃）平衡常數平衡轉化率XT380732.86830.995253028.9952390564.63860.993754024.39060.9728400438.40980.992055020.60270.8528410342.93120.989756017.47410.8309420270.15420.98705701487860.8071430214.27080.983758012.71650.7815440171.05550.979659010.90820.7542450137.40940.97486009.389960.7253460111.04290.96906108.11050.695247090.25170.96216207.02840.664048073.75830.95406306.11010.632149060.59870.94466405.32800.599750050.04070.93376504.65980.567251041.52470.92116604.08720.534852034.62040.90693.3.2轉化率的分配總轉化率x=99.8%一轉x1=93.5%二轉x2=96.9%吸收率99.98%各段準化率的分配：圖3-4各段轉化率分配表轉化器一段二段三段四段五段轉化率（%）7688.393.9899.62一轉各段進出口物料衡算由前面算出，一段進口氣體質量：2.8791tmol/h=2879.1kmol/h,其中由于一段轉化率為0.76,其中二氧化硫和氧氣分別被消耗一部分，三氧化硫的量增加，氮氣不參與反應，所以一段出口氣體的質量分別為：二段進口各氣體質量等于一段出口各氣體質量。二段出口各氣體質量分別如下：三段進口各氣體質量等于二段出口各氣體質量。三段出口各氣體質量分別為：一轉各段進出口氣體物料平衡表如下：表3-5一轉物料衡算表SO2SO3O2N2合計一段進口18241.9776921.3129712.470463813.06492688.824一段出口4378.047618251.19076246.494763813.06492688.824二段進口4378.047618251.19076246.494763813.06492688.824二段出口2134.311421055.89485685.553863813.06492688.824三段進口2134.311421055.89485685.553863813.06492688.824三段出口1098.167122351.07525426.517863813.06492688.8243.4第一吸收塔一吸塔進口的氣體組成和質量與出一轉即三段轉化出口的氣體的組成和質量相同。一吸塔的吸收率為99.98%。SO3的吸收量279.3884×99.98%=279.3325kmol/h進口酸溫度：70℃酸密度：98%H2SO4在70℃下，密度為1.7882t/m3。一吸塔直徑和干燥塔直徑一樣操作壓力：P=23kpa操作溫度：T=170+273.15=443.15K操作氣量：V0=70314.2158Nm3/h噴淋密度：13m3/(m2·h)噴淋酸量：其中H2SO4：H2O：形成H2SO4量則耗水量為出塔酸量：其中H2SO4：H2O：出塔酸濃度：98.91%-98%=0.91%填料高度：干燥塔填料容積取9m3/(Nm3·s)3.5二次轉化3.5.1計算平衡曲線第二次旋轉的計劃轉化率為96.9％，和一旋轉的計算方法相同，這是由于來自第一吸收塔的廢氣的成分a=0.6959b=6.8772采取不同的溫度并將其插入平衡轉化率公式。平衡常數公式可以獲取下表所示的溫度和轉化率數據：表3-6平衡曲線數據表溫度（℃）平衡常數平衡轉化率XT溫度（℃）平衡常數平衡轉化率XT3501685.0060.997849060.59870.94293601265.5200.997150050.04070.9317370958.96580.996251041.52470.9189380732.86830.995052034.62040.9043390564.36860.993553028.99520.8878400438.40980.991754024.39060.8695410342.93120.989455020.60270.8492420270.15420.986656017.47410.8270430214.27080.983257014.87860.8028440171.05550.979058012.71650.7769450137.40940.974059010.90820.7493460111.04290.96806009.389960.720347090.25170.96096108.11050.690048073.75830.95266207.02840.65873.5.2二轉各段進出口物料平衡二段各種進出口物料平衡表如下圖：表3-7二轉物料衡算四段進口四段出口五段進口五段出口SO21098.167169.319569.319527.6769SO322351.075223637.134623637.134623678.1791O25426.51785169.30595169.30595161.0970N263813.06463813.06463813.06463813.064合計92688.824192688.824192688.824192688.82413.6換熱器及換熱面積的計算3.6.1高溫過熱器管程：一段出口氣體t1=590℃t2=495.5℃殼程：冷凝水t3=30℃t4=45℃表3-8高溫過熱器管程流體數據表SO2SO3O2N2Cpm1（t1=590℃）47.46876.82529.38231.386Cpm2（t2=495.5℃）46.51875.78529.29031.274V%1.211%9.560%6.453%82.776%同理Δt1=600-495.5=104.5℃Δt2=45-30=15℃氣體—水的傳熱系數為10-240kcal(m2·h·℃)，取K=150kcal/(m2·h·℃)則換熱面積為：3.6.2第Ⅰ換熱器管程：二段出口氣體t1=529.2℃t2=472.5℃殼程：一吸塔出口氣體t3=258℃t4=487.9℃表3-9熱換熱器管程流體數據表SO2SO3O2N2Cpm1（t1=529.2℃）46.83064.83629.31931.386Cpm2（t2=472.5℃）46.30662.55829.27131.171V%1.21%9.56%6.45%82.776%換熱器的傳熱系數，在實際生產中一般為8.14—18.0w/(m2·k),取K=15.0w/(m2·k)換熱面積3.6.3第Ⅱ換熱器管程：三段出口氣體t1=487.9℃t2=304℃殼程：一吸塔出口氣體t3=80℃t4=304℃表3-10冷換熱器管程流體數據表SO2SO3O2N2Cpm1（t1=487.9℃）46.57574.84429.29531.297Cpm2（t2=304℃）44.61274.23029.14330.500V%0.625%10.178%6.178%83.021%K=15w/(m2·℃)，同理：換熱面積3.6.4第Ⅰ省煤器管程：三段出口氣體t1=304℃t2=160℃殼程：冷凝水t3=30℃t4=45℃表3-11第一省煤器管程流體數據表SO2SO3O2N2Cpm1（t1=304℃）44.61274.23029.14330.500Cpm2（t2=160℃）43.037974.42229.05129.867V%0.625%10.18%6.177%83.020%K=174.450w/(m2·℃)，同理：換熱面積3.6.5第Ⅰ低溫過熱器管程：四段出口氣體t1=479.8℃t2=436℃殼程：冷凝水t3=30℃t4=45℃表3-12第一低溫熱器管流體數據表SO2SO3O2N2Cpm1（t1=479.8℃）46.37075.63229.27731.213Cpm2（t2=436℃）44.94975.21929.24131.042V%0.0447%0.656%6.573%92.727%K=174.450w/(m2·℃)，同理：換熱面積3.6.6第Ⅱ低溫過熱器管程：五段出口氣體t1=436.7℃t2=310℃殼程：冷凝水t3=30℃t4=45℃表3-13第二低溫熱器管程流體數據表SO2SO3O2N2Cpm1（t1=436.7℃）46.09174.21129.14030.483Cpm2（t2=310℃）44.57074.42229.05129.867V%0.0216%0.679%6.562%92.738%K=174.450w/(m2·℃)，同理：換熱面積3.6.7第Ⅱ省煤器管程：五段出口氣體t1=310℃t2=160℃殼程：冷凝水t3=30℃t4=45℃表3-14第二省煤器管程流體數據表SO2SO3O2N2Cpm1（t1=310℃）44.57074.21129.14030.483Cpm2（t2=160℃）43.03774.42229.05129.867V%0.0216%0.679%6.562%92.738%K=17.5w/(m2·℃)，同理：換熱面積3.7第二吸收塔二吸收塔進口的氣體組成和質量與二轉即五段轉化器出口的氣體的組成和質量相同。二吸塔的吸收率為99.98%SO2:0.4325kmol/hSO3:295.9772kmol/hO2:161.2843kmol/hN2:2279.0380kmol/hSO3的吸收量：295.9180kmol/h進口酸溫度：70℃酸濃度：98%H2SO4在70℃下，密度為1.7882t/m3。干燥塔直徑取和干燥塔直徑一樣操作壓力P=7.5kpa操作溫度T=70+273.15=343.15k操作氣量：操作氣速=噴淋密度：13m3/(m2·h)噴淋酸量：其中H2SO4:H2O：形成H2SO4量則耗水量為出塔酸量：440.1618+29=469.1618t/h其中H2SO4：431.3585+29=460.3585t/hH2O：8.8032-5.3265=3.4767t/h出塔酸濃度：填料高度：干燥塔填料容積取9m3/(Nm3·s)則，二吸塔的出氣量及組成如下表：3-15二吸塔出口氣體組成表組成SO2SO3O2N2Kmol/h0.4325295.9772161.28432279.0380kg/h27.6823678.1765161.097663813.064%0.029925.54835.568768.85314三廢的來源及處理4.1廢氣中有害物質排氣塔的廢氣中仍然有少量的二氧化硫，一般含量約為0.5％。廢氣中二氧化硫的含量與二氧化硫的轉化率直接相關，但在實際生產中，總轉化率大于99％。廢氣中的二氧化硫含量難以達到排放標準。通常，廢氣被再循環。目前，廢氣回收方法主要包括氨-酸法和堿法。

4.2廢水處理硫酸生產過程中排放大量的廢水和廢酸，這與爐氣凈化工藝有關。酸洗工藝排放含酸廢水較少，水洗工藝排放大量廢水。每1t硫酸產生10-15t廢水。除硫酸外，廢水中砷含量2-20mg/L，氟含量10-100mg/L，目前還含有鐵、硒和礦塵。電石渣中和法或石灰中和法是硫酸工業廢水處理的常用方法。4.3廢渣處理當硫含量為25％至35％時，每1噸硫酸所產生的副產品為礦渣0.5至0.7噸，其中鐵含量較低，并且含有一定量的有色金屬，例如銅，鉛，鋅，和鈷。廢渣也可用作鐵的輔助溶劑。水泥生產中的生鐵原料和氯化劑（例如CaCl2）通過氯熔煉處理后，可以回收大多數有色金屬和貴金屬。爐渣可以用作制鐵紅，凈水劑可以是液態三氧化鐵和氫氧化鐵[11]。5經濟核算5.1工程費用(1)購買設備費用購買設備費用包括設備費用和運雜費用。1)設備費用:根據設備一覽表中設備數量價格進行合算。表5-1設備價格一覽表序號名稱使用情況數量價格（萬元）1熔硫槽熔硫115.842過濾器除雜質123溫度控制器控制溫度42.24泵傳輸115燃燒爐焚燒156鼓風機傳輸13.27干燥塔干燥1258轉化塔轉化1329省煤器輸送41510換熱器換熱2311焦炭過濾器過濾1212吸收塔吸收22413循環槽儲存217.214成品槽儲存117.2合計23260.44

2）運雜費指運輸設備的費用，大約為設備費用的8%。所以運雜費就為：運雜費=涉及費用×0.8%，即（2）電氣儀表費用電氣儀表費用大約按設備購置費的15%估算。故電器