年產(chǎn)20萬噸硫酸車間轉化工段工藝設計.doc

年產(chǎn)20萬噸硫酸車間轉化工段工藝設計學院名稱 化學與制藥工程學院 專業(yè)班級 化工13-1 學生姓名 宋有為 導師姓名 袁芳 2017年5月8日年產(chǎn)20萬噸硫酸車間轉化工段工藝設計作 者 姓 名 宋有為 專 業(yè) 化學工程與工藝 指導教師姓名 袁芳 專業(yè)技術職務 講師 目 錄摘 要1 第一章 文獻綜述31.1綜述31.2硫酸發(fā)展史3 第二章 工藝說明書52.1概述52.1.1產(chǎn)品規(guī)模和規(guī)格52.1.1.1年操作日52.1.1.2生產(chǎn)方式52.1.1.3生產(chǎn)能力52.1.1.4產(chǎn)品規(guī)格52.1.2工藝方案敘述52.2裝置設計說明52.2.1工藝原理52.2.2工藝流程說明62.2.3主要設備選型說明62.2.4化工原材料規(guī)格及用量62.2.4.1進入轉化器氣體組成62.2.4.2本設計采用的催化劑型號:6 第三章 轉化工序物料衡算73.1轉化工序73.2轉化反應引發(fā)平衡轉化率，轉化率計算83.3兩次轉化流程93.4物料衡算103.4.1進一段氣體量及成分103.4.2出一段氣體量及成分113.4.3出二段氣體量及成分113.4.4出三段氣體量及成分123.4.5出四段氣體量及成分12 第四章 轉化器各段的熱量衡算154.1一段反映熱量和出口溫度154.1.1進入轉化器第一段氣體帶入熱量154.1.2出轉化器第一段氣體溫度154.1.3反應熱164.1.4一段出口氣體帶出熱量164.2轉化二段反應熱量和出口溫度164.2.1進轉化器第二段氣體帶入熱量164.2.2出轉化器第二段氣體溫度174.2.3反應熱184.2.4二段出口氣體帶出熱量184.3轉化三段反應熱量和出口溫度184.3.1進轉化器第三段氣體帶入熱量184.3.2出轉化器第三段氣體溫194.3.3反應熱204.3.4三段出口氣體帶出熱量204.4轉化四段反應熱量和出口溫度204.4.1進轉化器第四段氣體帶入熱量204.4.2出轉化器第四段氣體溫度214.4.3反應熱224.4.4四段出口氣體帶出熱量22 第五章 換熱器溫度，傳熱面積的計算235.1第一換熱器235.2第二換熱器235.3第三換熱器245.4第四換熱器25 第六章 換熱器設計276.1換熱器概述276.2換熱器基本要求286.2.1合理地實現(xiàn)所規(guī)定的工藝條件286.2.2安全可靠286.2.3有利于安裝、操作與維護286.2.4經(jīng)濟合理286.3 換熱器的結構形式296.3.1管殼式換熱器296.3.2蛇管式換熱器296.3.3套管式換熱器296.4換熱器材質(zhì)的選擇296.5管板式換熱器的優(yōu)點306.6列管式換熱器的結構306.7管板式換熱器的類型及工作原理31齊魯工業(yè)大學 2016屆本科畢業(yè)設計（論文）摘 要本設計進行的是20萬噸硫酸 /年轉換系統(tǒng)的工藝設計，主要負責硫酸生產(chǎn)過程中二氧化硫到三氧化硫的轉化過程，計算部分包括三個：物料平衡，熱量衡算和換熱面積的計算，轉換過程是通過2次轉化2次吸收來完成的。涉及到5臺熱交換器，主要以產(chǎn)生高溫氣體來預熱冷的反應氣體，以達到熱量的有效利用，最大限度的降低能量損失，從而做到工業(yè)生產(chǎn)的低碳和環(huán)境保護，以經(jīng)濟，高效節(jié)能，可持續(xù)發(fā)展作為設計目標。關鍵詞： 物料平衡 熱量平衡 換熱器ABSTRACT This design is the design process 200,000 tons of H2SO4 / into the system, is responsible for the conversion of sulfur dioxide to sulfur trioxide process, sulfuric acid process three main points calculation part: material balance, heat balance and heat transfer area calculation.Conversion process is through the 2 conversion complete absorption of 2,involves four heat exchangers, primarily in response to the low-temperature gas generated in the gas preheating temperature, to the effective use of heat, to maximize the energy loss is decreased to realize industrial production low-carbon, environmentally friendly, energy efficient, and sustainable economic development objectives designed. Finally completed the process specifications, safety memo, completed graduation design specifications.Key words：Mass balance ; Heat balance ; Heat exchanger 第1章 文獻綜述1.1綜述硫酸是廣泛應用于各工業(yè)領域重要的基礎化工原料。硫酸的產(chǎn)量通常用作一個國家的工業(yè)發(fā)展水平的度量。硫酸在化工生產(chǎn)中具有很重要的地位，幾乎所有的化工產(chǎn)品都離不開硫酸。近幾年從天津的爆炸到山東的化工廠爆炸，這一系列的事故無不是在警告我們注意安全生產(chǎn)，正確操作，在硫酸生產(chǎn)中尤其需要注意。硫酸也具有高危害性，在使用運輸和儲存的時候需要特別的注意。目前硫酸主要用于生產(chǎn)化肥，合成纖維，涂料，清潔劑，制冷劑，飼料添加劑，煉油，有色金屬冶煉及鋼鐵，制藥，化工等行業(yè)。而且硫酸在石油工業(yè)，冶金工業(yè)等方面也有著重要的作用。其具體表現(xiàn)為在以下幾點：a：濃硫酸具有酸性，可以制備含磷的肥料，氮肥;也可以防銹b: 濃硫酸具有吸水性常用來做吸水劑和干燥劑。濃硫酸可以干燥各種氣體，如氫氣，氧氣，氮氣，一氧化碳，二氧化硫，氯氣，氯化氫等，但不能干燥堿性氣體和室溫下的還原氣體c:濃硫酸還具有脫水性。d:濃硫酸還具有很高的沸點和難揮發(fā)性。1.2硫酸發(fā)展史在上個世紀的中國，由于技術落后和設備條件的不允許，中國的硫酸產(chǎn)量很低，而且那個時候的硫酸生產(chǎn)方法很落后，造成了資源浪費嚴重而且對環(huán)境的污染也是很嚴重的。改革開放以來，為了改變以前中國硫酸生產(chǎn)方法的落后，國家通過積極的引進外來技術和國內(nèi)科學家的努力，中國在硫酸生產(chǎn)技術上取得了突分猛進，使中國的硫酸產(chǎn)量逐年提高。目前在世界范圍內(nèi)硫酸產(chǎn)量中國處于一個領先的地位。同時科學家和國家有關部門還在繼續(xù)努力研修硫酸生產(chǎn)的最新方式。在中國古代就有了制取硫酸的記載，但是那個時候?qū)κ挛镎J識不足，使其落后于同一時代的西方國家。早在8世紀就有了硝石與綠礬在一起蒸餾制取硫酸的方法。帕拉塞爾蘇斯描述了使用綠礬和硫酸亞鐵為原料在蒸餾釜煅燒制取硫酸的方法。在古代西方國家最先發(fā)現(xiàn)了這個制取硫酸的方法。因此古代硫酸被稱為“綠礬油”。在硫酸制取的過程中二氧化硫轉化成三氧化硫的過程是最為重要的過程，直接關系到將來硫酸的產(chǎn)量。在轉化過程中，這個反應需要的條件很苛刻，一般在常溫條件下很難完成。隨著技術的進步科學家經(jīng)過試驗發(fā)現(xiàn)，在一小部分重金屬的作用二氧化硫轉化成三氧化硫的轉化率較高。后來人們根據(jù)這個把硫酸的制法分為硝化法和接觸式法。硫酸制取一般包括兩種：一次轉化，一次吸收;兩次轉化，兩次吸收。一次轉化、一次吸收流程：SO2經(jīng)過多段轉化后只經(jīng)過一個或串聯(lián)兩個吸收塔，吸收其中SO3后就排放。這種流程比較簡單，但轉化率比較低，通常低于97%以下。在20世紀在60年代以前，我國大部分的硫酸廠使用這種流程。兩次轉化、兩次吸收流程：自60年代以來，最大的變化是轉化工藝流程中采用了兩次轉化、兩次吸收新流程，簡稱為兩轉兩吸。這項新技術開始時，重點是充分利用硫的資源和減少二氧化硫的排放量，保護環(huán)境。這種方法的特點是：1.最終轉化率高；2.可以處理二氧化硫氣體的濃度較高；3.減少尾氣中SO2排放量；4.需要大的傳熱面積；5.系統(tǒng)阻力比一轉一吸增加4-5kPa。 第二章 工藝說明書2.1概述2.1.1產(chǎn)品規(guī)模和規(guī)格2.1.1.1年操作日 300天/年 24小時/天 2.1.1.2生產(chǎn)方式 連續(xù)生產(chǎn)2.1.1.3生產(chǎn)能力 二氧化硫 轉化率99.5%2.1.1.4產(chǎn)品規(guī)格 二氧化硫 轉化率99.5%2.1.2工藝方案敘述 國內(nèi)生產(chǎn)硫酸的方法主要有硝化法和接觸法，同時考慮到硝化法所需的設備龐大，大量的鉛，維護麻煩，腐蝕設備，硝化反應進行緩慢。本設計決定采用接觸法，這種方法得到的成品酸濃度高，更高的純度，流程簡單易懂，同時也避免了材料來源不足和環(huán)境污染嚴重的問題。本設計采用兩轉兩吸的工藝流程，轉化流程中包括5臺換熱器和一臺反應器。其中的二氧化硫大約要經(jīng)過多級轉換后經(jīng)過兩個吸收塔，吸收其中的三氧化硫后就排放。轉換過程分為四個部分間接換熱式。2.2裝置設計說明2.2.1工藝原理 二氧化硫的轉化通常不超過0.5MPa的壓力下進行的，而且二氧化硫，三氧化硫的濃度又較低，該系統(tǒng)可被視為理想氣體。二氧化硫氧化反應是一個可逆放熱反應：2.2.2工藝流程說明現(xiàn)在使用接觸法兩轉兩吸工藝來生產(chǎn)硫酸，其生產(chǎn)過程通常具有六個步驟，即：原料的預處理，制取二氧化硫氣體，二氧化硫氣體的凈化，二氧化硫轉化，三氧化硫的吸收以及“三廢”的處理。其中轉化車間采用兩轉兩吸的工藝流程。包括兩臺泵機，5臺換熱器和一個轉化器（轉化器采用的是多級反應器）。制取的氣體經(jīng)過上一工段的處理后，依次通過第一，第二熱交換器預熱后進入反應器，然后經(jīng)過第三，第四換熱器進行冷卻，在進入下一個工段進行吸收。2.2.3主要設備選型說明考慮到轉化器設計應讓二氧化硫盡可能在最適宜的溫度條件下反應，以最大限度地利用二氧化硫反應釋放熱量，所以設備阻力既要小，又能使該氣體可以分布均勻。因此，考慮使用外部換熱型轉化器?？紤]到換熱器中的氣體具有一定的腐蝕性，所以選用管式熱交換器的選擇。風機選擇羅茨風機。2.2.4化工原材料規(guī)格及用量2.2.4.1進入轉化器氣體組成： 二氧化硫占9%，氧氣占8.1%，氮氣占82.9%2.2.4.2本設計采用的催化劑型號: SI09-1，起燃溫度為420，使用溫度400-600。 第三章 轉化工序物料衡算3.1轉化工序二氧化硫轉化計算依據(jù)：轉化反應溫度的計算 二氧化硫氧轉化成三氧化硫的反應是放熱反應，反應熱量可用下式計算：式（1）中：T為絕對溫度（K）。在隨著反應的進行，反應放出的熱量，使轉化氣體的溫度逐漸升高。由于反應是放熱反應，氣體經(jīng)每層觸媒后溫度升高，一般用下式計算： 絕熱升溫系數(shù)是由氣體的組成決定的。其值為： 式（3）中：a為二氧化硫的初始濃度（%）； 為氣體混合物在500與x=0.5時的平均熱熔（KJ/(mol.K)）。氣體的摩爾熱容量可按下式求出：在絕熱的情況下值與轉化率的關系，如表（3-1）所示表3-1 二氧化硫濃度與值得關系二氧化硫濃度（%）二氧化硫濃度（%）二氧化硫濃度（%）288617310278359720011303414782261232851459256135063.2轉化反應引發(fā)平衡轉化率，轉化率計算進一轉氣體成分：二氧化硫：9%；氧氣；8.1%；氮氣82.9%進二轉氣體成分：二氧化硫：0.82%；氧氣：5.10%；氮氣：94.08%。觸媒四層：一次轉化用三層觸媒，二次轉化用一層觸媒（每一層稱為一段）。分段累計轉化率及進口溫度如表3-2所示。表3-2 兩次轉化分段轉化率和溫度段數(shù)一段二段三段四段轉化率（%）62809299.5進口溫度430480440420二氧化硫轉化為三氧化硫，其平衡轉化率由下式計算： 式（4）中：X為平衡轉化率（%）；Kp為反應常數(shù)；a為二氧化硫初始濃度（%）；b為氧的初始濃度（%）；p為氣體總壓力（Pa）反應平衡常數(shù)Kp，在400-700之間時，用下式求出：式中：T為絕對溫度將420-600間的溫度代入上式，即可做出Kp值曲線。式（4）由于兩邊都有X項，所以要用試差法求解。算出一次轉化和二次轉化的平衡轉化率如表3-3所列。表3-3 在各溫度下的平衡轉化率溫度（）420430440450460470480520560600一次轉化進氣98.297.797.196.495.794.793.787.779.068.1二次轉化進氣98.598.097.597.096.295.494.7轉化率一般用下式求出： 式（6)中：c出轉化器的二氧化硫濃度（%)在一次轉化進氣二氧化硫9%，二次轉化進氣二氧化硫0.82%的條件下，轉化率鎖對應的適宜溫度（操作溫度），根據(jù)下式（7）計算：算出的轉化率和適宜溫度數(shù)字，列于表3-4表3-4 各種轉化率所對應的適宜溫度轉化率x*（%）6070809092939495969798一次轉化進氣589559523479467459451447432418405二次轉化進氣4814694604534504354214103.3兩次轉化流程本次算擬要用5臺換熱器，一次轉化采用，號換熱器（即用觸媒三，二層反應熱量），二次轉化采用，好換熱器（即用觸媒四，一層反應熱量），流程如圖3-1所示圖3-1 兩次轉化流程圖3.4物料衡算3.4.1進一段氣體量及成分 3.4.2出一段氣體量及成分SO2=285.2(1-0.62)=108.4 kmol 108.464=6936.1 kg108.422.4=2478.2 mSO3=285.2（10.62）=176.8kmol 176.880=14144 kg176.822.4=3960.32 mO2=256.7-176.82=168.3 kmol 168.332=5385.8 kg 168.322.4=3769.9 mN2=2627 kmol 73556.2 kg58844.8 kg3.4.3出二段氣體量及成分SO2=285.2(1-0.8)=57.04 kmol 57.0464=3650.6 kg108.422.4=1277.7 mSO3=285.20.8=227.8 kmol 227.880=18224 kg227.822.4=5102.72 mO2=256.7-227.82=142.8 kmol 142.832=4569.6 kg 142.822.4=3198.7 mN2=2627 kmol 73556.2 kg58844.8 kg3.4.4出三段氣體量及成分SO2=285.2(1-0.92)=22.8 kmol 22.864=1460.2 kg22.822.4=510.7 mSO3=285.20.92=262.4 kmol 262.480=20992 kg262.422.4=5877.8 mO2=256.7-262.42=125.5 kmol 125.532=4016 kg 125.522.4=2811.2 mN2=2627 kmol 73556.2 kg58844.8 kg3.4.5出四段氣體量及成分考慮計算簡便和實際影響不大等條件，轉化后的氣體經(jīng)第一吸收塔，只將其中的三氧化硫全部吸收掉，二氧化硫，氧氣，氮氣含量不變（實際有少量變化的），故：SO2=285.2(1-0.995)=1.4 kmol 1.464=91.3 kg1.422.4=31.4 mSO3=285.2-1.4=283.8kmol 283.880=22704 kg283.822.4=6357.12 mO2=256.7-283.82=114.8 kmol 114.832=3673.6 kg 114.822.4=2571.5 mN2=2627 kmol 73556.2 kg58844.8 kg 表3-5 轉化器物進入一段氣體料衡算進一段（）（）（）（）SO2285.218250.16388.59O2256.78214.45750.088.1N2262773556.258844.882.93168.9100020.770983.4100出一段（進二段）SO2108.46936.12428.23.5SO3176.8141443960.35.7O2168.35385.63769.95.5N2262773556.258844.885.33080.599921.969003.2100出二段（進三段）SO2573650.61277.71.9SO3227.8182245102.727.4O2142.84569.63198.74.7N2262773556.258844.8863054.6100000.468423.9100出三段（進四段）SO222.81460.2510.70.8SO3262.4209925877.88.6O2125.540162811.24.1N2262773556.258844.886.53037.7100024.468044.5100出四段SO21.491.331.40.05SO3283.8227046357.129.35O2114.83673.62571.53.8N2262773556.258844.886.83027100025.167804.82100第四章 轉化器各段的熱量衡算4.1一段反映熱量和出口溫度4.1.1進入轉化器第一段氣體帶入熱量如果進入一層觸媒層的氣體的溫度為420，那么可以計算出各組分的氣體的平均摩爾熱熔，：二氧化硫的平均摩爾熱熔： 氧氣的平均摩爾熱熔：氮氣的平均摩爾熱熔：故進一段氣體每升高1所需熱量為：二氧化硫所需熱量：285.245.46=12965.2（KJ）氧氣所需熱量： 256.731.06=7973.1（KJ）氮氣所需熱量： 262730.23=79414.2（KJ）所需總熱量： 95352.5KJ/帶入熱量=95352.5420=40048050（KJ/h）4.1.2出轉化器第一段氣體溫度 預計反應后溫度t=420+0.62256=578.72（）反應時平均溫度t=(420+578.72)/2=499.36()所以可得各組分氣體的平均摩爾熱熔：二氧化硫的平均摩爾熱熔：三氧化硫的平均摩爾熱熔：氧氣的平均摩爾熱熔：氮氣的平均摩爾熱熔：故出一段氣體每升高1所需熱量為：二氧化硫所需熱量：108.447.18=5114.312（KJ)三氧化硫所需熱量：176.867.17=11875.66（KJ)氧氣所需熱量： 168.331.72=5338.48（KJ)氮氣所需熱量： 262730.44=79965.88（KJ)所需總熱量： 102294.33KJ/4.1.3反應熱 摩爾反應熱Q=101314.48-2.21（273+499.36）=99607.56（KJ）一段出口溫度：t=總反應熱 Q=176.899607.56=17610616.61（KJ）4.1.4一段出口氣體帶出熱量 Q= 102294.33563.65=57658199.1 KJ/h4.2轉化二段反應熱量和出口溫度4.2.1進轉化器第二段氣體帶入熱量如果進入二層觸媒層的氣體的溫度為470，那么可以計算出各組分的氣體的平均摩爾熱熔，：二氧化硫的平均摩爾熱熔：三氧化硫的平均摩爾熱熔：氧氣的平均摩爾熱熔：氮氣的平均摩爾熱熔：故進二段氣體每升高1所需熱量為：二氧化硫所需熱量：108.446.04=4990.74（KJ）三氧化硫所需熱量：176.864.78=11453.1（KJ）氧氣所需熱量： 168.331.27=5262.74 （KJ）氮氣所需熱量： 262730.13=79151.51（KJ）所需熱量： 100857.59KJ/帶入熱量=100857.59470=47403067.3（KJ/h）4.2.2出轉化器第二段氣體溫度 預計反應后溫度t=470+（0.8-0.62）256=516.08（） 反應時平均溫度t=（470+516.08）/2=493.04（） 所以可得各組分氣體的平均摩爾熱熔：二氧化硫的平均熱熔： 三氧化硫的平均熱熔：氧氣的平均熱熔： 氮氣的平均熱熔 故出二段氣體每升高1所需熱量為： 二氧化硫所需熱量：5746.54=2652.78 （KJ） 三氧化硫所需熱量：227.865.78=14984.68 （KJ） 氧氣所需熱量： 142.831.47=5207.92 （KJ） 氮氣所需熱量： 262730.26=79341.72（KJ） 所需熱量： 102187.1（KJ）4.2.3反應熱 摩爾反應熱Q=101314.48-2.21（273+493.04）=99621.53（KJ/mol） 總反應熱 Q=（227.8-176.8）99621.53=5080698.03（KJ/h） 二段出口溫度t=（47403067.3+5080698.03）=513.6（） 4.2.4二段出口氣體帶出熱量Q=513.6102187.1=52483765.03KJ/h） 4.3轉化三段反應熱量和出口溫度 4.3.1進轉化器第三段氣體帶入熱量如果進入三層觸媒層的氣體的溫度為440，那么可以計算出各組分的氣體的平均摩爾熱熔，：二氧化硫的平均摩爾熱熔：三氧化硫的平均摩爾熱熔：氧氣的平均摩爾熱熔：氮氣的平均摩爾熱熔：故進三段氣體每升高1作序熱量為：二氧化硫所需熱量：5745.58=2598.06 (KJ)三氧化硫所需熱量：227.863.68=14506.304(KJ)氧氣所需熱量： 142.831.1=4441.08 (KJ)氮氣所需熱量： 262730.02=78862.54 (KJ)所需熱量： 100407.98 (KJ)帶入熱量 Q=430100407.98=43175431.4(KJ/h) 4.3.2出轉化器第三段氣體溫度 出轉化器預計反應后溫度t=430+（0.92-0.8）256=460.72（） 反應的平均溫度t=（460+460.72）/2=445.72（）二氧化硫的平均摩爾熱熔：三氧化硫的平均摩爾熱熔：氧氣的平均摩爾熱熔：氮氣的平均摩爾熱熔：故出三段氣體每升高1所需的熱量為：二氧化硫所需熱量：22.845.94=1047.43（KJ）三氧化硫所需熱量：262.464.47=16916.93（KJ）氧氣所需熱量： 125.531.24=3620.62 （KJ）氮氣所需熱量： 262730.11=79098.97（KJ）所需總熱量： 100983.95（KJ） 4.3.3反應熱摩爾反應熱101314.48-2.21（273+445.36）=99726.9(J/mol)總反應熱Q=(262.4-227.8)99726.9=3450550.74(KJ/h)三段出口溫度t=（43175431.4+3450550.74）/100983.95=461.72（）4.3.4三段出口氣體帶出熱量Q=100983.95461.72=46625982.14（KJ/h）4.4轉化四段反應熱量和出口溫度4.4.1進轉化器第四段氣體帶入熱量如果進入四層觸媒層的氣體的溫度為420，那么可以計算出各組分的氣體的平均摩爾熱熔：二氧化硫的平均摩爾熱熔：三氧化硫的平均摩爾熱熔：氧氣的平均摩爾熱熔：氮氣的平均摩爾熱熔：故進四段氣體每升高1所需的熱量為：二氧化硫所需熱量：22.845.34=1033.75（KJ）三氧化硫所需熱量：262.463.16=16573.189(KJ)氧氣所需熱量： 125.531.02=38963.01（KJ）氮氣所需熱量： 262729.97=78731.19（KJ）所需總熱量： 100231.13（KJ）帶入熱量 Q=410100231.13=41094763.3（KJ/h）4.4.2出轉化器第四段氣體溫度 預計反應后溫度t=410+（0.995-0.92）256=429.2（） 反應時平均溫度t=（410+429.2）/2=419.6（） 所以可得各組分氣體的平均摩爾熱熔： 二氧化硫的平均摩爾熱熔： 三氧化硫的平均摩爾熱熔： 氧氣的平均摩爾熱熔： 氮氣的平均摩爾熱熔：故出四段氣體每升高1所需的熱量為： 二氧化硫所需熱量：1.445.60=63.84 （KJ） 三氧化硫所需熱量：283.863.83=18114.95（KJ） 氧氣所需熱量： 114.831.18=3579.46（KJ） 氮氣所需熱量： 262730.09=79046.43（KJ） 所需總熱量： 100804.68（KJ）4.4.3反應熱 摩爾反應熱Q=101314.48-2.21（273+419.6）=99783.83（KJ/h）總反應熱Q=(283.8-262.4)99783.83=2135373.96(KJ/h)三段出口溫度t=（41094763.3+2135373.96）/100804.68=428.854.4.4四段出口氣體帶出熱量 Q=100804.68428.85=43230087.02(KJ/h) 轉化器熱量平衡表4-1表4-1 轉化器熱量衡算結果段數(shù)氣體進口反應熱量氣體出口溫度熱量溫度熱量一段4204004805017610616.61563.6557658799.1二段47047403067.35080698.03513.652483765.03三段43043175431.43450550.74461.7246625982.14四段41041094763.32135373.96428.8543230087.0217172131228277239.34199998033.3 第五章 換熱器溫度，傳熱面積的計算5.1第一換熱器由實驗生產(chǎn)經(jīng)驗可以知道，氣體換熱時的熱損失量表現(xiàn)為溫度下降3到6攝氏度，為了計算方便和實用，現(xiàn)假設二氧化硫氣體下降4攝氏度，三氧化硫氣體也下降4三氧化硫氣體出第一段觸媒層的溫度為563.65，所帶的熱量Q=57658199.1KJ/h三氧化硫氣體在換熱器出口處溫度為561.65，所帶熱量Q=57453610.44 KJ/h熱損失Q=2045888.66 KJ/h三氧化硫氣體在換熱器進口處溫度為472，所帶熱量Q=47604782.48 KJ/h三氧化硫氣體在到達第二段觸媒層的溫度為470，所帶熱量Q=47403067.3 KJ/h熱損失Q=201715.18 KJ/h換熱器交換熱量Q=57453610.44-47604782.48=9848827.96 KJ/h二氧化硫氣體在換熱器出口：414，Q=41495687.82 KJ/h二氧化硫氣體在到達第四段觸媒層：410，Q=41094763.3 KJ/h熱損失Q=201715.18 KJ/h三處熱損失Q=2045888.66+201715.18+201715.18=807228.36 KJ/h預計二氧化硫奇異（二次）在換熱器進口溫度為300左右，則：二氧化硫：22.843.9=1000.92 KJ/氧氣： 125.530.5=3827.75 KJ/氮氣： 262729.65=77890.55 KJ/： 1000.92+3827.75+77890.55=82719.22 KJ/所以二氧化硫氣體在換熱器進口處溫度為：t=（41495687.82-9848827.96）/82719.22=382.58 三氧化硫： 561.65 472 氧氣： 414 382.58 t=（147.65+89.42）/2=118.54 換熱器的傳熱系數(shù)，在實際生產(chǎn)中一般為8.14至18.0W/(.K)之間（少數(shù)在25.0左右，新型換熱器在上限，舊型換熱器在下限，現(xiàn)取K=10.47計算，則換熱面積：F=Q/(K.t)=（9848827.961000）/（10.47175.593600）=2098.1（）5.2第二換熱器降溫（即熱損失引起的溫度降低）：二氧化硫氣體4，三氧化硫氣體6。二氧化硫氣體在二段觸媒層出口：513.6，Q=52483765.03 KJ/h二氧化硫氣體在換熱器進口：511.6，Q=52278920.36 KJ/h熱損失Q=204844.67 KJ/h三氧化硫氣體在換熱器出口：432，Q=43376247.36 KJ/h三氧化硫氣體到達第三段觸媒層：430，Q=43175431.4 KJ/h熱損失Q=200815.96 KJ/h交換熱量Q=52278920.36-43376247.36=8902673 KJ/h二氧化硫氣體（一次氣）在換熱器出口：426，Q=40620165 KJ/hSO2氣體在第一段觸媒層：420，Q=40048050 kJh熱損失Q=572115 KJ/h三處熱損失Q=204844.67+200815.96+572115=977775.63 KJ/h預計二氧化硫氣體在換熱器進口溫度為350左右，則：二氧化硫：285.245.46=12965.2 KJ/氧氣： 256.731.06=7973.1 KJ/氮氣： 262730.23=79414.2 KJ/： 12965.2+7973.1+79414.2=95352.5 KJ/所以二氧化硫氣體在換熱器進口處的溫度為：t=（40620165-8905673）/95352.5=332.63 三氧化硫： 511.6 432 二氧化硫： 426 332.63 t=（85.6+99.37）/2=92.49 取K=10.47W/(.K)，則：F=Q/(K.t)=（89056731000）/（10.4792.493600）=2430.7（）5.3第三換熱器降溫：三氧化硫氣體側3，二氧化硫氣體側5。三氧化硫氣體在三段觸媒層出口：467.72，Q=46625982.14 KJ/hSO3氣體在換熱器進口：458.72，Q=46323357.54 kJh Q損=46625982.1446323357.54=302624.6 kJh二氧化硫氣體進換熱器60，其帶入熱量：二氧化硫：285.242.5=12121 KJ/氧氣： 256.729.3=7521.31 KJ/氮氣: 262729.4=77233.8 KJ/: 12121+7521.31+77233.8=96876.11 KJ/ Q=96876.1160=5812566.6 KJ/二氧化硫氣體在換熱器出口溫度為337.63（332.63+5）Q=95352.5337.63=31193864.58 KJ/hQ損=95352.55=476762.5 KJ/hQ損=302624.6+476762.5=779387.1 KJ/h交換熱量Q=31193864.58-5812566.6=25391298 KJ/h預計第三換熱器三氧化硫氣體出口溫度為180，則：二氧化硫：22.843.12=983.14 KJ/三氧化硫：262.454.13=14203.714 KJ/氮氣： 262729.03=76261.81 KJ/氧氣： 125.529.75=3733.63KJ/=983.14+14203.714+76261.81+3733.6=95182.29 KJ/所以二氧化硫氣體在第三換熱器出口的溫度為：t=（46625982.14-25391298）/95182.29=220.02 三氧化硫： 458.72 220.02 二氧化硫; 337.63 60 t=（121.09+160.02）/2=140.56 取K=10.47W/(.K)，則： F=Q/(K.t)=( 253912981000)/(10.47140.563600)=4560 ()5.4第四換熱器降溫：三氧化硫氣體側3，二氧化硫氣體側5。二氧化硫氣體在四段觸媒層出口：428.85，Q=43230087.02 KJ/h二氧化硫氣體在換熱器進口：425.85，Q=42928672.98 KJ/h熱損失，Q=302414.02 KJ/h二氧化硫氣體（二次氣一吸塔來）進口為60二氧化硫;22.841.77=952.36 KJ/氧氣： 125.529.38=3687.15 KJ/氮氣： 262729.45=77365.15 KJ/ 952.36+3687.15+77365.15=82004.7 KJ/82004.760=4920282 KJ/h二氧化硫氣體在換熱器出口溫度為387.58（即382.58+5=387.58） Q=387.5895172.29=36890751.96 KJ/h Q損=302414.02+95172.295=778325.47 KJ/h交換熱量Q=36890751.96-4920282=31970469.96 KJ/h預計三氧化硫氣體出口溫度為204二氧化硫： 1.442.36=59.304 KJ/三氧化硫： 283.856.37=15997.81 KJ/氧氣; 114.831.24=3586.352 KJ/氮氣： 262728.73=75473.71 KJ/： 59.304+15997.81+3586.352+75473.71=95117.18 KJ/則三氧化硫氣體出第四換熱器溫度為： t=（42928672.98-31970469.96）/95117.18=215.2 三氧化硫： 428.85 215.2 二氧化硫： 387.58 60 t=（41.28+155.2）/2=98.24 取K=10.47W/(.K)，則： F=Q/(K.t)=（31970469.961000）/（10.4798.243600）=5400.96（） 以上是基于傳熱表面使用較小的K值計算的，因此使用的值比較保險，可以減少計算量。隨著技術的進步，對該過程中使用換熱器的設計和結構進行了改進，使得傳熱效率大大提高，日產(chǎn)噸酸的傳熱表面已顯著減少。例如，茂名市化肥廠開發(fā)的兩轉兩吸過程，日產(chǎn)60噸硫酸，擁有950，總面積，噸傳熱面是15.8酸，磷肥廠和你的邯鄲縣化肥廠，硫酸日產(chǎn)120噸6全熱交換器面積2344.3，日產(chǎn)萬噸受熱面是19.5酸，磷肥廠T系統(tǒng)，雙吸收過程，日產(chǎn)萬噸酸受熱面11.74平方米的南部。所以K值一般應1420W/（.K）更合適。表5-1各換熱工況項目1換2換3換四換交換熱量（kJh）9848827.9689026732538129831970470溫差（）1199314198計算傳熱面積（）2098243145605401采用傳熱面積（）2308267452446211 注：實際采用傳熱面，因要考慮氣體濃度的變化和生產(chǎn)的可能性等，比計算傳熱面要增大10%15%?？紤]各換熱器對轉化系統(tǒng)熱平衡的影響大小，1，2換熱器分別增大10%然后取整，3，4換熱器分別增大15%然后取整。 第六章 換熱器設計6.1換熱器概述在不同溫度的流體間傳遞能量的裝置稱為熱交換器，簡稱為換熱器。換熱器包括殼程和管程，一般分別存在兩種流體，相互進行換熱，是一種流體的溫度升高，另一種的流體溫度降低。隨著我國化工工業(yè)的發(fā)展，對各種換熱器的需求也日益的提高，這就破事科學家們?nèi)找沟呐?，制造出更為先進的換熱器來滿足工業(yè)發(fā)展的需要。目前在很多工廠中都有換熱器的存在，由于各行各業(yè)的需求不同換熱器的類型也大不相同，不同類型的換熱器都各有利弊。在設計換熱器的時候首先要考慮到的是車間尺寸的問題，然后再根據(jù)用途決定選擇換熱器的類型，并計算出換熱器的換熱面積。換熱器根據(jù)換熱方式的不同可以將換熱器分為：混合式、蓄熱式和間壁式。如表6-1所示。表6-1 換熱器的結構分類類 型 特 點 間 壁 式 管 殼 式 列管式 固定管板式 剛性結構 用于管殼溫差較小的情況（一般50），管間不能清洗 帶膨脹節(jié) 有一定的溫度補償能力，殼程只能承受低壓力 浮頭式 管內(nèi)外均能承受高壓，可用于高溫高壓場合 U型管式 管內(nèi)外均能承受高壓，管內(nèi)清洗及檢修困難 填料函式 外填料函 管間容易泄漏，不宜處理易揮發(fā)、易爆炸及壓力較高的介質(zhì) 內(nèi)填料函 密封性能差，只能用于壓差較小的場合 釜式 殼體上部有個蒸發(fā)空間用于再沸、蒸煮 雙套管式 結構比較復雜，主要用于高溫高壓場合和固定床反應器中 套管式 能逆流操作，用于傳熱面較小的冷卻器、冷凝器或預熱器 螺旋管式 沉浸式 用于管內(nèi)流體的冷卻、冷凝或管外流體的加熱 噴淋式 只用于管內(nèi)流體的冷卻或冷凝 板面式 板式 拆洗方便，傳熱面能調(diào)整，主要用于粘性較大的液體間換熱 螺旋板式 可進行嚴格的逆流