年产30万吨硫酸毕业设计说明书

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，在今相当长的时期内，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；随着硫磺供应的增加, 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, 因为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；还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。在这些联合企业中, 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企业的主体装置，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程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

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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，设置了集散系统(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、出图均由微机完成，确保了设计质量，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

进口硫磺可充分利用世界硫资源，以补充我国硫资源的不足，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统计和未来的预测至年表明，世界硫磺供需总量是平衡的，并且呈现不同程度的供大于求，多余的部分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。上述资料可能有局限性，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加了世界硫的消费，而其余增加的硫磺制酸大部分用于增产磷肥，并且主要是以产抵进，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加量实际低于进口硫磺的增加量。

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，原因何在目前硫磺生产主要地区是美国、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输保险费大幅度增加世界海运费大幅度增加加拿大铁路运输费用增加。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，加拿大随之涨价的可能性也是存在的，受影响最大的是我国。目前的高价位应该

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能促使我国硫磺制酸增长的势头下降。

如果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，市场供应量增加，在市场经济的环境下价格有望不再增加而有小幅度回落，但不可能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该节约使用，恰当地利用国外的硫资源。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。如果将硫铁矿制酸改为硫磺制酸，将净增加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但对国家经济安全有利，而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。发展硫铁矿矿源包括后备资源的勘探、资源开发利用的规划和评价、资源合理利用的研究、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包括工艺技术和装备水平的提高、减少环境污染、解决矿渣的综合利用、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分利用中、高品位矿的同时如何利用好低品位矿，提高资源的综合利用率。 1.2.3冶炼烟气和其它原料

冶炼烟气主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，目前燃煤烟气脱硫主要采用抛弃法，回收这部分硫的开发研究和工业化应该加紧进行。 1.2.4硫磺制酸与硫铁矿制酸的优缺点比较

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：

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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。生产成本的降低有利于企业提高经济效益；

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单，因此工艺流程短，物料处理量少，设备少，建设工期短。其基建投资约为硫铁矿装置的50%。也降低了装置的管理费用。

3.原料运输量少，硫磺杂质少，产品质量好，单位产品能耗低，热能利用效率高。 4.废物排放量少，有利于环境的保护。

由于上述原因，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,国内的硫酸企业基本采用矿石制酸工艺。但随着社会对环境质量要求的不断提高，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进的地步，硫磺制酸比较简单，它把硫磺燃烧后变成二氧化硫，用水吸收，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，而且运输成本越来越高，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，2009年我国硫资源消费量约2000万吨，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，企业生产成不也不断提高，这些都促使我们改进生产工艺，提高硫磺利用效率。

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，2006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企业配套建设的，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利用硫铁矿制酸，随着全球加强环境保护，硫铁矿制酸很可能被淘汰；另一方面是硫铁矿制酸受制于硫磺价格，2008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；虽然硫铁矿制酸是利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。

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硫酸产量 万吨

硫磺进口量 万吨

硫铁矿制酸 %

硫磺制酸 %

烟气制酸 %

其他制酸%

表1 中国硫酸产量与构成 2002 2003 2004 2005 3052 409

39.52

36.44

22.71 1.34

3371 409

38.65

37.41

22.31 1.63

3995 677

35.84

40.65

22.15

1.335

4615 831

35.97

42.80

21.24

2006 5033 881

31.65

44.37

23.11 0.82

2007 5413 965

2008

5133 841

1.2.5 硫磺中杂质对制酸工艺的影响

硫磺中的杂质主要有灰分、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。但它们以固态经过堆存、装卸和运输,以及用户的库存,将受到各种固体杂质的污染,使其灰分含量增加。硫磺中灰分能污染加热表面而降低它的传热系数,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全部被蒸发掉。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)增加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,则酸度增加,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

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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应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,气体中除经常含有浓度不等的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,可以认为它已经与硫磺中烃类达到平衡。在138℃以下,烃类与

硫的反应速度很慢,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加,这种反常现象是由于反应生成多硫化氢(H2S4)之故。温度降低也有分解出

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示。如98%硫酸，就是指其中含有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，%

SO3

H2O

名称 H2SO4 重量%

SO3/ H2O 1.30 3.29

组成，%

SO3

HO2

93%硫酸 98%硫酸 无水硫酸

93.00 98.00 100.00

0.713 75.92 0.903 80.00 1.00

81.63

24.08 20%发烟硫酸 104.50 20.00 65%发烟硫酸 114.62 18.37

85.30 14.70 93.57

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

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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%增加而升高。游离SO3%高于此区域，相对密度随游离SO3量增加而下降。 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） 10.0 76.0 93.0 98.5

结晶温度℃ －4.7 －22.2 －27.0 +1.8

硫酸浓度%（重量）

100 游离SO310 游离SO320 游离SO365

结晶温度℃ +10.371 －1.5 +2.5 －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.为了确定产品浓度范围提供了依据。

c.对处于不正常情况下发生的酸冻结原因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应和无其它功能的条件下，单位硫酸温度升高或降低1℃时，所引起的热量变化。以摩尔为单位，即摩尔热容[ KJ/（mol·K）]，以质量千克为单位即为比热[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含有的热量。热焓是状态函数，它的变化由始态和终态决定，与

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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吸收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含量的增加而升高。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，当酸浓达到98.3%时，液面上的气相组成与液相组成达到相同，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加而是降低，一直降到98.3%时为止。此时沸点不是升高而是降低。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，其量用总蒸气压表示。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

当温度一定时，硫酸液面上的总蒸气压随硫酸浓度升高而降低，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%增加）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% A B

20 8.922 2268

40 8.844 2299

60 8.841 2458

80 9.293 3040

90 9.255 3390

98.3 9.780 4211

100 9.805 3914

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1.3.5硫酸的粘度

硫酸粘度是表示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，而且对传热、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

从吸收塔排出的尾气中,仍还有少量的二氧化硫,一般含量在0.5%左右(体积分数),尾气中含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,使总转化率达到99%以上,尾气中二氧化硫含量达到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主要是氨-酸法和碱法。 1.4.2废水处理

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,污水中除含有硫酸外,还含有砷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处理,普遍采用电石渣中和法或石灰中和法。 1.4.3废渣处理

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)进行氯化熔烧处理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》

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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

534-2002）一等品规格，硫酸质量符合下表要求。

表1.1 硫酸质量指标表【1】 指标名称 硫酸（H2so4）≥ 灰分%≤ 铁（Fe）含量≤ 砷(As)含量%≤

年工作日: 300天 小时产量： 其中含H2SO4

硫酸% 98.00 0.03 0.01 0.005

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 反应方程式

；

S+O2 =SO2 S+O2 =SO3 SO3 +H2 O=H2 SO4

2.2.4 硫磺转化率与吸收率

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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—分别表示第一、二转的转化率；x—总转化率 取X1=93.5% ， X2=96.9% ， 吸收率: 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%

得到利用的S量= 原料含精S量=

=13333.34 kg/h

=13362.74 kg/h

精S量= 417.59 kmol/h

= 13429.89 kg/h

原料硫磺=

原料含水量=0.45%原料含灰分量=0.05%

=60.43 kg/h =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 Nm/h

为确保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

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3

实际干空气消耗量V=1.3566814.95=90200.22 Nm/h m=ρV=1.2990200.22=116358.28 kg/h 实际干空气中N2量V=90200.220.79=71285.17 Nm/h 实际干空气中O2量V=90200.220.21=18942.05 Nm/h

33

3

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=2.3.4物料衡算表

熔硫槽的物料衡算-----质量流量kg/h 组分 进料 出料 S 13362.74 13362.74 H2 O 60.43 6.69 灰分 6.72 6.72 总量 13429.89 13376.15 =6.69 kg/h

2.4过滤机的物料衡算

2.4.1流程示意图

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2.4.2已知条件

液硫经过过滤机，灰分全部被过滤掉 2.4.3物料衡算

过滤机的物料衡算-----质量流量kg/h 组分 进料 出料 S 13362.74 13362.74 H2 O 6.69 6.69 灰分 6.72 0.00 总量 13376.15 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＝0.009538116358.28=1109.83 kg/h [4] 由于98%H2 SO4吸水性很强，故取它吸收空气中99.95%的水分。

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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 质量流量kg/h 摩尔流量kmol/h 体积流量Nm3/h N2 3181.17 71285.17 N2 3181.17 71285.17 O2 845.63 18942.05 O2 845.63 18942.05 H2 O 1109.83 H2 O 0.55 98%H2 SO4 228177.52 97.51%H2 SO4 出料 组分 质量流量kg/h 摩尔流量kmol/h 体积流量Nm3/h 229286.80 2.6焚硫炉的物料衡算

2.6.1流程示意图

2.6.2反应方程

S+O2 =SO2 SO2+O2 =SO3

2.6.3已知条件

14

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 Nm/h 干空气中含N2 ：71285.17 Nm/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

33

SO2 量：V=SO3量：V=

O2 剩余量：V=18924.05-8990.75-2.6.5物料衡算表

焚硫炉物料衡算 进料 组分 N2 O2 S H2O 组分 N2 O2 H2O SO2 SO3 摩尔流量kmol/h 3181.17 845.63 417.59 0.40 摩尔流量kmol/h 3181.17 419.20 0.40 401.53 16.08 体积流量Nm3/h 71285.17 18924.05 体积流量Nm3/h 71285.17 9389.98 31.36 8993.9 360.12 90060.52 质量流量kg/h 108159.78 27060.16 13362.74 7.27 148589.95 出料 体积百分含量 0.7915 0.1043 0.0003 0.0999 0.0040 1.0000 Nm3/h Nm3/h

=9388.41 Nm/h

3

硫酸产量kg/h 41666.67 理论氧气量 14017.81 硫磺用量kg/h 13362.73 理论氮气量 52803.83 实际氧气与理论氧气比 1.35 质量流量kg/h 108159.78 13414.4 7.27 25697.92 1286.4 148565.77 3热量衡算

15

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大气温度: 17.0正交晶硫变为单斜晶硫温度： 95.4

平均140

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：

′

Q'=Q1+Q2+Q3+Q4+Q5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：

Q1=mCp?T

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：

16

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:

T=118.9+95.4+273.15=380.3K2

(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

T'=时的显热Q5:

118.9+140+273.15=402.6K2

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Q?? 1）水从17.02）水在100

加热到100℃的显热: 下蒸发潜热为2256.7kJ/kg[3]

Q1=60.43×4.1868×(100-17.0)×4.1868=20999.69kJ/h

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:

Q??=Q+Q=20999.69+136372.38=157372.07 kJ/h

1

2

3.1.5热损失及硫磺熔融所需总热量Q

17

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 2232995.54 H20 157372.07 热损失（5%） 125808.82 液硫带出总量 总量 2516176.43 2390367.61 3.2空气鼓风机

T2=T1

已知：空气进口温度T1=17.0

, 取k=1.4

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 进组分 质量流量kg/h N2 18

O2 H2 O 98%H2 SO4 1109.83 228177.52

料 出料 摩尔流量kmol/h 体积流量Nm3/h 组分 质量流量kg/h 摩尔流量kmol/h 体积流量Nm3/h 3181.17 71285.17 N2 3181.17 71285.17 845.63 18942.05 O2 845.63 18942.05 61.66 H2 O 0.55 0.03 97.51%H2SO4 229286.80 3.3.3计算 1）空气带入热 空气进口温度：21.80

；

2

O2 C P=6.919+0.000109T+9.310-8H2O CP =6.87+0.001051T-2.0410-7

=6.9214 kcal/(kmol·) [3]

N2 Cp=6.953+0.001163T-2.57?10-7T2=6.9782 kcal/(kmol·) [3]

2

=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

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水=61.6621.86.89284.1868=38791.62 kJ/h

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

19

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

2

O2 C P=6.919+0.000109T+9.310-8

H2O CP =6.87+0.001051T-2.0410-7

=6.9224 kcal/(kmol·) [2]

N2 Cp=6.953+0.001163T-2.57?10-7T2=6.9877 kcal/(kmol·) [2]

2

=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 N2 O2 H2O 硫酸 进口 2026137.90 534211.26 38791.62 出口 2792059.05 743084.66 26.00 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

20

3.4.1流程示意图

3.4.2反应方程式

S(正交晶)?O2(g)?SO2(g)??H1 [1]

S(正交晶)?3O2(g)?SO3(g)??H2 [1] 23.4.3焚硫炉的物料衡算表

焚硫炉物料衡算 进料 体积流量质量流量kg/h 硫酸产量kg/h 硫磺用量kg/h Nm3/h 71285.17 108159.78 41666.67 13362.73 18924.05 27060.16 理论氧气量 理论氮气量 13362.74 14017.81 52803.83 7.27 实际氧气与理论氧气比 148589.95 1.35 出料 体积流量体积百分含量 质量流量kg/h 3Nm/h 71285.17 0.7915 108159.78 9389.98 0.1043 13414.4 31.36 0.0003 7.27 8993.9 0.0999 25697.92 360.12 0.0040 1286.4 90060.52 1.0000 148565.77 组分 N2 O2 S H2O 组分 N2 O2 H2O SO2 SO3 摩尔流量kmol/h 3181.17 845.63 417.59 0.40 摩尔流量kmol/h 3181.17 419.20 0.40 401.53 16.08 3.4.4计算

1） 进口物料带入热量

液硫带入热量 Q1=2390367.61 kJ/h 干空气带入热量 Q2=3535169.71 kJ/h

物料带入总热量 Q入=Q1+Q2=5925537.32 kJ/h

21

2 ）反应燃烧热 查资料[2]得：25经过推算得：930

时，SO2燃烧热：296.83kJ/mol; SO3燃烧热：296.83kJ/mol 时，SO2燃烧热：286.54kJ/mol; SO3燃烧热：385.54kJ/mol

反应燃烧热Q反=401.53286.54+16.08385.54）3） 混合气体带出热量

气体进口温度T1=18.66+273.15=291.81K 气体出口温度T2=930+273.15=1203.15K

=1121253889kJ/h

Q氮=

3181.17(27.32(T2-T1)+0.003113(

))= 90676196.61 kJ/h[2]

Q氧

=419.228.17(T2-T1)+0.0031485(

))= 12340874.77 kJ/h[2]

Q二氧化硫

=401.53(25.76(T2-T1)+0.028955(

)+0.0000000021515(

Q水=

0.04(29.16(T2-T1)+0.007245(

))= 1407.356007 kJ/h[2]

气体带出总热量Q出= Q氮+Q氧+Q二氧化硫+Q三氧化硫+Q水= 122026025.9 kJ/h 4）热损失

)-0.0000003167(

)-0.0000002498(

)-0.000012697())= 18267569.75 kJ/h[2]

Q三氧化硫=16.0850.67( T2-T1)= 739977.3835 kJ/h[2]

)-0.000000674(

Q损=Q入+Q反-Q出=5153400.849 kJ/h

热损失率 w=

=4.25%

3.4.5焚硫炉热量衡算表

焚硫炉热量衡算（kJ/h） 进口 液硫 干空气 总量 22

2390367.61 3535169.71 5925537.32

燃烧热 N2 O2 SO2 SO3 H2O 总量 出口 1121253889.00 90676196.61 12340874.77 18267569.75 739977.38 1407.36 122026025.9 5153400.849 热损失 (4.25%) 3.5 余热锅炉的热量衡算

3.5.1流程示意图

3.5.2 已知条件

进口混合气体温度T1=930+273.15=1203.15K

出口混合气体温度T2=430+273.15=703.15K

混合气体中各组分含量如下图： 组分 N2 O2 419.20 SO2 401.53 SO3 16.08 H2O 0.40 摩尔流量（kmol/h） 3181.17 3.5.3计算

1） 混合气体放出热量Q放

Q氮=

3181.17(27.32(T2-T1)+0.003113(

))=-51489395.07 kJ/h [2]

Q氧=

419.2(28.17(T2-T1)+0.0031485())= -14153963.39 kJ/h [2]

Q二氧化硫

=401.53(25.76(T2-T1)+0.028955(

)+0.0000000021515(

23

)-0.0000003167(

)-0.0000002498(

)-0.000012697())= -10746941.97 kJ/h[2]

Q三氧化硫=16.0850.67( T2-T1)= -411071.7758 kJ/h[2] Q水=

0.04(29.16(T2-T1)+0.007245(-821.8408353 kJ/h[2]

混合气体放出总热量

)-0.000000674())=

Q放= -（Q氮+Q氧+Q二氧化硫+Q三氧化硫+Q水）= 76802194.04 kJ/h

2） 热损失

考虑锅炉热损失5%

Q损=5%Q放=3840109.70 kJ/h

3） 水蒸气吸收热Q吸=（1-5%）Q放=72962084.34 kJ/h 4） 确定水蒸气消耗量M 水蒸气t1=150水蒸气T=

饱和水蒸汽t2=240

，r=1766.39 kJ/kg[2]

=195 时，Cp=1.8924kJ/(kg.K) Q吸=m(Cp(t2-t1)+ r )

m=

考虑到只有95%的水蒸气能得到利用，则 水蒸气消耗量M=

=37673.29 kg/h

=39656.09 kg/h

4干燥塔设备设计

高效干吸塔系统是将塔填料支撑结构形式、高效塔填料、高效分酸器、高效除雾器元件与塔的尺寸、操作气速和喷淋酸密度统一考虑，互相配合，从而形成高强度塔，达到符合工艺要求的干燥吸收效率。干吸塔的主要结构基本上是相似的，塔体为立式圆筒形结构，碳钢内衬耐酸砖。一般采用高铝制耐酸瓷填料支撑结构，有的采用大跨度、高开孔率的耐酸高铝瓷条梁，也有的采用高开孔率的瓷球拱。干燥塔一般采用国产抽屉式金属丝网除雾器或进口网垫式除雾器。第一吸收塔酸温度高、雾量大、雾粒细，为保护后面的换热设备，采用高效纤维除雾器第二吸收塔为保证尾气排放的要求

24

也采用高效纤维除雾器。从生产使用的效果看，其储物效率均令人满意。

酸分布器的分酸效果直接影响到空气干燥和SO3.国内研究开发的带阳极保护槽管式酸分布器每平方米超过40个分酸点，目前大部分大型硫酸装置干吸塔采用这种形式的分酸器。该分酸器的降酸管填埋与阶梯环坟料之中，酸液由酸泵打入主管，再分配至各分酸槽，由槽体上各降液管流出。槽体的结构设计要保证每个槽的分酸量基本相同，并且不会产生磁流等现象。分酸器制造完成后，在制造厂内要进行水喷淋试验。采用带阳极保护的槽管式酸分布器，虽然一次性投资较大，但酸分布点多，分酸效果好，使用寿命长，且节省了维护和维修的费用。塔底设计一般分为碟型底和平底两种方案。本次模拟工程设计结合以上两种塔底结构的优点，并根据大型化干吸塔的特点，将干吸塔设计成具有塔底出酸优点的平底结构，即将塔底设计成外部平底内部锥形的结构，出酸口在锥形底的中央最低点。这种结构同蝶形底结构一样不需要大的混凝土平台，设计若干根支腿支撑整座塔重量，生产或停车时都可使塔底积酸全部排尽。为防止降塔内填料碎片带至循环槽打坏酸泵叶轮，在出酸口一般都设置防涡流装置。

4.1 填料的选择

硫酸工业用的填料,除了要考虑适用于在较高的温度下具有耐腐蚀的性能外,还应具备一般的填料如下的通性：

1．通性大，压降小，在一定的淋洒密度下，泛点气速高。 2．效率高，传质性能好，传质系数要大。

3．操作弹性大，操作性能稳定，能适应操作条件的变化。 4．抗污，抗堵的性能好。

5．最低湿润率要小，且具有较大的比表面积和空隙率，并能有效地利用。 6．强度大，破损小。 7．价格低廉，来源容易。

因此，本次干燥塔的填料采用瓷质矩鞍型[5]。

4.2 塔径的计算

4.2.1塔径

4.2.2进干燥塔的空气量

25

[4]

[4]

m3/h

4.2.3干燥塔空塔气速

取w=1.2 m/s

4.2.4塔径D

m,圆整取D=3.4 m

4.2.5喷淋密度L 已知：喷淋酸 40喷淋密度

, 98%H2SO4, m=228177.52kg/h,

m3/(m2.h)

m3

4.3传质面积的计算

4.3.1传质面积 F=

[1] ，m2

其中：G——被吸收的水蒸气1109.28 kg/h

——吸收推动力，Pa

2

K——吸收系数，kg/(m.h.Pa) 4.3.2

的计算

——吸收过程始末液面上被吸收气体的平衡压力； 。

26

4.3.3 K=Au

0.8

[1]

A=0.040kg/(m2.h.Pa)

u=1.2 m/s

K=0.0401.20.8=0.04628 [1]

4.3.4

=9218.80 m2[1]

4.4填料高度

Hp=

,m

D=3.4 m, a=200 m2/m3

填料容积 Vp

m3

Hp

取填料高度5.1 m。

[1]

4.5压力降

G

,Pa

其中：

——填料层的压降，Pa；

27

——阻力系数，查图得 Z——填料层的高度，取5.1 m;

3

G——气体密度，kg/m

G =

标

kg/m3

[1]

4.6操作气速的校核

?WF2??G0.2Llog[(3)?L]?A?1.75()0.25(G)0.125 g??LG?L 取瓷矩鞍填料，则

??434.6 ，公称尺寸DN=25 mm ，A=0.176 3?3

L=1618.7 kg/m，

3

G=2.6825 kg/m，

L=13 cP

G=116385.28 kg/h, L=221877.52 kg/h, g=9.81 m/s2

代入计算得：

WF=4.4 m/s

0.5 WF=2.2 m/s>1.2 m/s

故取空塔操作气速u=1.2 m/s符合要求[1]。

4.7塔进出口管径的计算及选择

4.7.1进料管

取进料管速度u=1.2m/s

V1=

m3/h=0.0349 m3/s

查标准选用法兰。

核算管内实际流速u?4Vs=?d2mm的管子，选取DN200PN0.25 ，JB/T 81-94的

=1.11 m/s<1.2 m/s[6]

28

4.7.2空气进气管

取空气进管速度u=18m/s

V=38427.10 m3/h

查标准选用法兰。

核算管内实际流速u?4.7.4空气出气管

取空气进管速度u=18m/s

气体体积经过干燥塔变化很小，可忽略。 选用4.7.5塔釜出料管

塔釜流出液体速度u=1.2m/s

4Vs=?d2mm的管子，选取DN1000PN0.25 ，JB 4701-92的

=17.56 m/s<18 m/s[6]

mm的管子，选取DN1000PN0.25 ，JB 4701-92的法兰。

V=

m3/h=0.03524 m3/s

查标准选用法兰。

mm的管子，选取DN200PN0.25 ，JB/T 81-94的

4.8液体分布器简要设计

4.8.1液体分布器类型

一个理想的液体分布装置应该是液体分布均匀，自由截面大，操作弹性宽，不易堵塞，装置的部件可以通过人孔进行安装拆卸。

溢流型布液装置是目前广泛应用的分布器，特别适用于大型填料塔，有溢流盘式和溢流槽式两种结构，一般当D＞1000 mm的场合，选择溢流槽式布液器[5]。

29

4.8.2分布点密度计算

按Eckert建议值，D?1200时，喷淋点密度为42点/m，因该塔液相负荷较大， 布液点数为

4.8.3溢流槽式布液器的设计参考数据

按分布点几何均匀与流量均匀的原则，进行布点设计。塔径3400 mm；喷淋槽外径25 mm,数量8条，在槽侧面开孔，槽宽度为80 mm，槽高度为210 mm，两槽中心矩375 mm；分配槽，双槽式，中心距1500 mm。分布点采用三角形排列，实际设计点数为n=384点。溢流槽式布液器高度为400 mm[5]。

[5]

2

。

4.9填料及支撑板的选择

填料支撑装置的基本要求：有足够的强度以支撑填料的重量；提供足够大的自由截面，尽量减小气液两相的流动阻力；有利于液体的再分布；耐腐蚀性能好，便于用各种材料制造，以及安装拆卸方便等。本设计采用梁型气体喷射式支撑板。塔径

3400mm，板外径3362 mm，梁的条数：10[5]。 4.10除沫器

为了确保气体的纯度，减少液体的夹带损失，选用除沫器。

常用除沫装置有折流板式除沫器、丝网除沫器以及旋流板除沫器，本设计采用圆形丝网除沫器。材料：合成纤维；结构：支撑横梁结构[5]。

设计气速u=1.2 m/s 气体处理量v=38427.10 m/h

m

取网丝厚度为300 mm。装于塔顶的一般除沫器，所需的塔顶分离空间总高度

3

Hd=1200 mm，顶层塔盘至丝网底面的距离Ht=900 mm。 4.11封头和人孔设计

查JB/T4737-95，查[7]《化工工艺制图》附录三，椭圆形封头厚度为20 mm ，曲边高度h1=875 mm， 直边高度h2=50 mm，厚度

。

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查资料，本设备采用HG20593-95人孔标准，人孔DN=500，共两个。

[8]

4.12 塔高

4.12.1 塔的顶部空间高度

为了减少塔顶出口气体中夹带的液体量，顶部空间一般取1.2—1.5m。 则取塔顶高度 4.12.2 填料高度Hp=5.1m 4.12.3 塔的底部空间高度

对釜液流量大的塔，停留时间一般取3—5分钟，取停留时间4分钟计算。

H1=1.2m

m=229286.80 kg/h

液体体积V=

m3

塔底高度H

取塔底高度H2=3m

m

5 设计总结

硫酸是最重要的基础化工原料之一,主要用于制造磷肥及无机化工原料,其次作为化工原料广泛应用于有色金属的冶炼、石油炼制和石油化工、橡胶工业以及农药、医药、印染、皮革、钢铁工业的酸洗等。但是硫酸工业污染严重,硫酸工业的每一次技术进步都是在提高硫利用率的同时,减少废气、废水的排放,提高废热利用效率,做

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到资源利用率的最大化。该工艺主要有焚硫、转化、吸收三个工段，在设计中我还对制酸后所产生废液的处理进行了设计，使整个工艺更加完整和合理。

在这次工艺设计中我充分利用了四年来我们所学习的理论知识，并且结合在株化集团硫酸厂的毕业实习，介绍了硫酸的性质、用途、工艺流程，在此基础上我们对硫酸生产装置进行分析。本设计是根据硫酸生产提供的参数，工艺控制指标，对硫酸生产工艺进行设计计算，尤其对干燥焚烧工段进行了详细的工艺设计分析。

通过本次设计我们学会了化工设备的分析，掌握工艺设计的计算方法，培养了我们核算和工艺设计的能力总的来说，设计基本上考虑到经济和效率优先的原则，大设计方案还是比较合理。通过这次毕业设计，使我系统的了解了一下大学四年所学的各门专业知识，以前上课都是各门学各门的，知识间不连贯，这样对以后的工作有制约，这次设计使我能够有效的协调利用各门专业知识，如化工设备、反应工程、化工原理、文献检索、工程制图等。对设计有了一个初步的印象，对我以后的研究生学习以及走上工作岗位后的科学研究有很大的帮助。并且通过这次设计，使我硫磺制酸工艺流程，含硫废气的处理方法等有了一定的了解, 特别是对AUTO CAD运用的熟练程度大大增加。当然由于本人水平有限，知识面不是太宽，工艺设计难免存在着一些问题和不足之处，对这些发现和未发现的不足，希望各位指导老师指出，提出更好的宝贵意见。

6参考文献

[1]南京化学工业公司设计院.硫酸工艺设计手册（工艺计算篇）[M].南京：化工部硫酸工业信息站出版,1994 ；

[2] 刘光启.马连湘.刘杰主编.化学化工物性数据用册.无机卷.化学工业出版社,2002.3； [3] 童景山.李敬.流体热物理性质的计算.北京清华大学出版社,1982.6； [4] 姚玉英.化工原理（上、下）. 北京：化学工业出版社，2006.1；

[5]国家医药管理局上海医药设计院编.塔设备设计.上海科学技术出版社，1988.9； [6]马江权. 冷一欣主编.化工原理课程设计.第二版.中国石化出版社，2009.6； [7] 周大军.揭嘉.化工工艺制图.化学工业出版社,2009； [8] 董大勤.化工设备机械基础.北京:化学工业出版社，2009。

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