貴州大學畢業(yè)論文(設計)表1.1硫酸質(zhì)量指標表指標名稱濃硫酸12灰粉%≤34砷(As)含量%≤5透明度mm≥6色度ml≤硫酸純品為無色油狀液體。工業(yè)品因含雜質(zhì)而呈黃、棕等色。密度(液其他酸的鹽類反應生成硫酸鹽。濃硫酸具有強烈的脫水作用和氧化性。能使木一起用于除去晶體上已完成屏蔽作用的光刻膠，或作腐蝕劑。還可用作電子產(chǎn)貴州大學畢業(yè)論文(設計)品的清洗劑和腐蝕劑。用純凈水吸收潔凈三氧化硫氣體制得蓄電池硫酸的進步也很顯著。在生產(chǎn)發(fā)展中技術不斷進取是我國硫酸工業(yè)的從生產(chǎn)硫酸的原料看,硫磺是世界硫酸生產(chǎn)的從生產(chǎn)硫酸的原料看,硫磺是的日趨嚴格,石油和天然氣回收的硫磺不斷增加,已取代天然硫成為硫磺市場的主體(近年的統(tǒng)計數(shù)據(jù)為87%),世界硫磺的價格雖有波動,但尚能與硫鐵礦制酸相比,硫磺制酸在建設投資、水電等消耗,以及原料運輸量都低得展硫磺制酸,使硫酸生產(chǎn)原料多元化,已成為我國硫酸工業(yè)發(fā)展的策略之一。由于硫酸需求量和生產(chǎn)量都比較大,而硫酸生產(chǎn)過程處于高溫和強腐蝕介質(zhì)中,排貴州大學畢業(yè)論文(設計)使我國硫酸工業(yè)以及需要硫酸的工業(yè)受到極大的損失。所以應引適度控制。進入本世紀,我國硫酸工業(yè)增長勢頭加快，年平硫酸是化學工業(yè)的重要產(chǎn)品，又是許多工業(yè)生產(chǎn)的重要原料。硫酸常常被列為國家主要化工產(chǎn)品之一，人們往往用硫酸的年產(chǎn)量來衡量一個國家的化工生產(chǎn)能力。硫酸在國民經(jīng)濟的各個方面都具有廣泛用途，在有關化學工業(yè)方面尤其重要。硫酸所以被譽為化學工業(yè)的發(fā)動機。硫酸是一種非常重要的化工原料，幾乎所有的工業(yè)都直接或間接地用到它。硫酸最大消費者是化肥工業(yè)，用貴州大學畢業(yè)論文(設計)硫鐵礦制酸，硫磺制酸法受到制酸界的廣泛關注。我國的硫磺資源較少，年產(chǎn)中必然產(chǎn)生大量的硫化氫氣體；同時內(nèi)地煉油廠對原油的深度加工，也會產(chǎn)生大量酸性氣體。因此，我國硫磺的回收總產(chǎn)量在未來的5-10年間預計可達到貴州大學畢業(yè)論文(設計)2006年利用廢熱能源，硫資源帶來的廢熱能源是硫酸行業(yè)得天獨厚的優(yōu)勢，石油、天然氣、煤等主要能源原料的供不應求更加反映出硫酸行業(yè)廢熱能源的彌足珍貴。對國內(nèi)硫酸企業(yè)來說和國際市場完全平等的接軌將意味著硫酸價格的進一步下降。目前，西北歐的硫酸企業(yè)出售硫酸廢熱能源獲得的利潤，已經(jīng)遠遠超過了銷售硫酸獲得的利潤。因此充分利用硫酸系統(tǒng)高中低溫位廢熱酸企業(yè)總數(shù)的10.6%，數(shù)量太少，應該積極利用熱管技術等新技術回收硫酸中續(xù)發(fā)展戰(zhàn)略，企業(yè)的命運與環(huán)境的關系比以往任何時候都更為緊密。依照我國960mg/m3。大型裝置，特別是硫磺裝置，只要設計合理、管理嚴格完全可以達到這一標準。因此硫磺制硫酸擁有很好的的工業(yè)使用前景。貴州大學畢業(yè)論文(設計)圖1.2硫磺制取硫酸主工藝流程圖分述如下:硫磺中的水分在熔硫和液硫澄清過程中基本上全部被蒸發(fā)掉。硫磺中水分液態(tài)硫磺含水分0.01%～0.03%是正常的.固態(tài)硫磺當含水分在1%以上,熔硫時則劇烈起跑,影響正常操作。水分含量增高,則酸度增加,貽患無下,硫被空氣緩慢氧化而形成的。在熔硫時,它積聚在液硫表面而被分離出來,貴州大學畢業(yè)論文(設計)烴類與液態(tài)硫會通過下列緩慢的反應而產(chǎn)生少量的硫化氫:8CH+13S→5CH+13HS2度恒定為0.01%(mol計)的CHHS。有的可以達到或超過燃爆濃度(常溫下為>4.3%,但液硫貯槽溫度132℃下為>3.4%)。但回收硫中,烴類含量少,不會達到爆炸限,而CH硫中的溶解度隨溫度上升而增加,這種反?，F(xiàn)象是由于反應生成多硫化氫(HS)21.3.3硫磺制酸與硫鐵礦制酸的優(yōu)缺點比較成品工段，原料的加工也比硫鐵礦制酸裝置簡單，因此工藝流程短，物料處理量少，設備少，建設工期短。其基建投資約為硫鐵礦裝置的50%。也降低了裝3.原料運輸量少，硫磺雜質(zhì)少，產(chǎn)品質(zhì)量好，單位產(chǎn)品能耗低，熱能利用4.廢物排放量少，有利于環(huán)境的保護。貴州大學畢業(yè)論文(設計)1此反應是體積縮小、放熱、可逆反應。這個反應在工業(yè)上只有在催化劑存在的P*、P*、P*P*pP*.P*0.5PT/KXP*K=SO3=PTP*+P*1K+O2TP*T貴州大學畢業(yè)論文(設計)KPTK+P2.1.1最佳溫度的選擇TTS氧化成為SO3的反應是可逆放熱反應，反應溫度對反應的影響很大。從平衡轉化率的角度，溫度低，平衡轉化率就高，操作溫度低有利；從反應速率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TE2–正逆反應活化能最佳溫度與平衡溫度關系式是根據(jù)反應動力學導出的。當催化劑顆粒較大時，內(nèi)擴散影響不能忽略，此時宏觀動力學模型很復雜，需要用催化劑表面利用率作修正。此外，如果最佳溫度的計算值超過了催化劑的活性溫度范圍，必須用催化劑的活性溫度來確定操作溫度，也就是說最佳溫度要在催化劑的活性1.催化劑表面活性中心吸附氧分子，使氧分子中原子間的鍵斷裂3.彼吸附的二氧化硫和氧原子之間進行電子的重新排列，化合成為三氧化上述過程總反應式為:Δ這四步中，對于釩催化劑來說，氧的吸附最慢，是整個催化氧化過程的控2劑的結構、特性以及實驗條件不同，所得到的動力學方程也不相同，至今比較認可的是波列斯科夫方程。但是國內(nèi)學者向德輝考慮到逆反應速度的影響，提kpp0.5=___________________22.1.4催化劑的選擇在硫酸生產(chǎn)過程中,研制耐高溫高活性催化劑相當重要,普通催化劑允許起2性,就可以允許大大提高起始的∮(SO2),不但能增加生產(chǎn)能力,降低生產(chǎn)成本,而且能獲得滿意的SO2轉化率.現(xiàn)在我國廣為采用的是S101-2H型、S107-1H型S107-1H(Y)型,它們是菊花環(huán)狀釩催化劑,床層阻力降比上述二系列催化劑基本相同,催化劑化學成分同上述二系列相同，主催化劑為VO,助催化劑為KO、鉑催化劑：主要成份為鉑—鍺—鈀三元素合金，活性高，熱穩(wěn)定性好，機化劑。，以硅膠，硅藻土，硅酸鋁等用作載體的多組分催化劑。釩催化劑的化控制穩(wěn)定,爐氣中SO2濃度為7%時，轉化率可達97%，8%時轉化率可達型廠可用四或五段，用五段時一般用爐氣冷激或空氣冷激調(diào)節(jié)進入催化劑層的表2.1S107催化劑主要物理化學性質(zhì)表正常使用溫度(℃)最高耐熱溫度(℃)1)2.2重點設計工序的生產(chǎn)方法選擇論證【5】2.2.1干吸流程的選擇論證【6】“兩轉兩吸”硫酸生產(chǎn)裝置,干燥和吸收系統(tǒng)一般均設有“塔—槽—泵—酸圖2.2三塔兩槽三泵干燥吸收各自獨立流程示意該流程沿用礦制酸和冶煉煙氣制酸的干燥和吸收工藝,按循環(huán)槽數(shù)量可分為”三塔三槽”工藝流程見圖2.1和”三塔兩槽”工藝流程見圖2.2”三塔三槽”程;”三塔兩槽”工藝流程系指干燥塔配有獨立循環(huán)槽、而兩臺吸收塔流程三：三塔兩槽三泵干燥酸與一吸酸混合流程圖圖2.3三塔兩槽三泵干燥酸與一吸酸混合流程示意表2.2四種干洗流程對比表相對投資額/1流程一流程長、設備多,控制點多,串酸量大,酸泵及酸冷卻器材料的耐腐蝕要求高,裝置占地面積大,尾氣2控制點略少,串酸量大,酸泵及酸冷卻器材料的耐流程二腐蝕要求略高,尾氣排放的量略大,硫的損失略高,投資額中等控制點略少,串酸量小,酸泵及酸冷卻器材料的耐流程三腐蝕要求略低,尾氣排放的SO量小,投資額中等2流程短,設備少,控制點少,無需串酸,裝置占地面流程四積小,尾氣排放的SO量略大,投資省2認為干吸流程宜采用流程三（三塔兩槽三泵干燥酸與一吸酸混合流程），理由1.流程一所使用的管線復雜,設備多,控制點多,容易造成管道泄漏的點多,2.流程二與流程三相似,設備數(shù)量相近,但與流程三相比,由于吸收塔的循環(huán)酸溫較高,因此酸循環(huán)槽中酸溫度較高,對循環(huán)酸泵和酸冷卻器的耐腐蝕性能二的串酸量大,串酸管線多,因此酸泵的揚量大,電耗多,操作費用高，控制點也2里流入酸循環(huán)槽中,溶解在酸中的SO一部分由一吸塔酸循環(huán)泵送到一吸塔,經(jīng)2解析后進入二次轉化,一部分由二吸塔酸循環(huán)泵送到二吸塔中經(jīng)解析后排入大氣,因此造成了尾氣中SO含量超標,造成對周圍環(huán)境的污染及硫資源的浪費。23．流程四雖然其流程簡單、設備數(shù)量少、控制點少,但對于大、中型硫酸裝置而言,由于三塔合一槽,合用一臺酸循環(huán)泵,所以酸泵的揚量大,而目前國內(nèi)大揚量酸泵和酸冷卻器的設計及制造尚無業(yè)績。無法在實際運用。但相信隨著流程二吸收過程中酸里溶解的SO在二吸塔解吸而污染大氣,解決了流程四中2裝置,也適用于硫鐵礦及冶煉煙氣等制酸裝置,使用范圍較廣；如果想利用吸收了廣泛應用,如陽極保護不銹鋼管殼式濃硫酸冷卻器、陽極保護不銹鋼濃硫酸管道、陽極保護不銹鋼槽管式分酸器、陽極保護不銹鋼混酸槽等,大大降低了設備腐蝕速率,延長了設備的使用壽命,提高了濃硫酸的質(zhì)量,提高了系統(tǒng)的開車率,值得推廣。2.2.2轉化流程的選擇論證【7】自從20世紀60年代來硫酸生產(chǎn)中SO轉化工藝最大的進步是采用了了兩次2轉化、兩次吸收的工藝，即兩轉兩吸。該工藝的關鍵是保持轉化工序的熱量平無論采用何種型式的轉化器,都必須充分考慮以下五個因素:1.轉化器設計應該使SO轉化反應盡可能地在接近于適宜溫度條件下進2行,單位硫酸產(chǎn)量需用觸媒量要少,一段出口溫度不要超過600℃。2.轉化器生產(chǎn)能力要大,單臺轉化器能力要與全系統(tǒng)能力配套,不要搞多臺轉化器。本世紀初轉化器能力僅有15t/d,一套硫酸系列需數(shù)臺轉化器并3.靠SO反應放出的熱量,應能維持正常操作,不要從外界補充加熱,亦即2在同等規(guī)模。最終轉化率相等的硫磺制酸裝置中，采用這兩種轉化工藝在設計上主要有以下不同:溫下平衡轉化率高，由于反應活化能高，因此工業(yè)上需要用催化劑使反應在不2取相應的方法來降低反應的溫度。轉化反應的速度決定了爐氣在反應中需要的度，需要增加四段出口轉化氣的換熱設備，或者采用冷激式轉化流程。目前國內(nèi)外硫磺制酸裝置大多在轉化器的四段出口設置中溫蒸汽過熱器，用中壓蒸汽與四段出口的轉化氣進行換熱，大大降低了進五段的轉化氣溫度，也充分利用標考慮，轉化工藝不存在大的差異，相同條件下的操作費用相差也不大，只在表2.3四段轉化和五段轉化主要技術經(jīng)濟指標對比表指標名稱轉化工藝兩次轉化一次轉化最終轉化率/l99.7%～99.8%96.5%～97.5%催化劑用量/Lt-1.d-1硫磺制酸29.0%～9.5%硫磺制酸25～4020～30鼓風機出口壓力/kPa200～3003500～45002/cm3.m-3裝置建設投資/l表2.4國產(chǎn)釩催化劑的價格優(yōu)勢項目名稱2進口催化劑裝填量/米3催化劑一次投資(人民幣計)/元20880002222.2.3空氣鼓風機位置在干燥塔前或后的流程論證【8】主風機位置布置有兩種:一是在干燥塔上游,好處是受腐蝕小,便于選擇國產(chǎn)空氣鼓風機；二是在干燥塔下游,風機進口為負壓,去掉水分后實際狀態(tài)氣量將增加4%-5%,且風機需耐硫酸腐蝕,價格較高,其好處是干燥氣體經(jīng)風機加壓升溫后,進入焚硫爐回收了風機壓縮氣體產(chǎn)生的熱量,多產(chǎn)中壓過熱蒸汽。兩種方主鼓風機設置在干燥塔后，空氣中所夾帶的酸霧可通過干燥塔塔頂?shù)某F2.2.4采用液硫過濾器還是澄清槽的選擇論證為了盡量減少液硫中的雜質(zhì)，國外采用的是液硫過濾器和助濾槽。液硫通一定量的助濾劑投入到助濾槽熔融液硫中，在攪拌器作用下使其和液硫均勻混2.3設備選擇論證2.3.1廢熱鍋爐板表面澆筑了耐高溫的耐火保護層,并在煙道氣管進口處安裝了耐高溫保護套管,該保護套管材質(zhì)為剛玉。煙氣由煙道分流,縱向沖刷煙管座為活動支座以滿足爐體膨脹量的要求。焚硫爐,爐頭每只磺槍分別配有空氣旋硫裝置；二是一次擴大型臥式焚硫爐,爐鋼制圓筒內(nèi)襯耐火磚和保溫磚結構。液硫通過噴槍進入爐內(nèi)，霧化的硫磺與進爐空氣充分混合燃燒。為強化硫磺與空氣混合均勻，爐內(nèi)設置多道擋板，在頂部設置了兩個切向進氣口，并在擋墻之間設置了二次進風，一是補充空氣，二在硫磺制酸過程中,固體硫磺需經(jīng)加熱熔化,固體硫磺進入熔硫槽中,被蒸汽盤中的飽和蒸汽加熱而熔化,大多數(shù)雜質(zhì)也被分離出來。經(jīng)初步凈化的液體硫磺流向下一精硫槽中進一步處理,成為純凈的液硫。熔硫槽分帶攪拌器身重量沉入池中,受熱熔化。由于設備內(nèi)的液硫流動滯緩具有較強的湍流擴散能力和對流循環(huán)作用,故而傳熱效果較好多組蒸汽加熱盤管,以提供熔硫所需熱量,同時起導流筒目前我國設計的轉化器流速普遍較低,不能保證爐氣在催化劑層內(nèi)均勻分由于容積增加,也相當于增加催化劑層的高度。普通鋼材和少量耐熱不銹鋼為主要材料的結構。以鋼材和少量耐熱不銹鋼材為主要材料的無立化器。應特別注意第一段催化劑層的篦子板,因其操作溫度達600℃,普通鋼材在高溫下的強度顯著減弱,使用一段時間后,會引起中部下陷,嚴重時將產(chǎn)生篦子板塌陷。故應采用第一種結構的轉化器。硫酸工業(yè)用的填料,除了要考慮適用于在較高的溫度下具有耐腐蝕的性能1．通性大，壓降小，在一定的淋灑密度下，泛點氣速高。3．操作彈性大，操作性能穩(wěn)定，能適應操作條件的變化。5．最低濕潤率要小，且具有較大的比表面積和空隙率，并能有效地利用。2.3.6填料的支撐形式從吸收塔排出的尾氣中,仍還有少量的二氧化硫,一般含量在0.5%左右(體積分數(shù)),尾氣中含有微量的三氧化硫和硫酸沫。尾氣中二氧化硫的含量與二氧化硫的轉化率直接有關,但實際生產(chǎn)中,使總轉化率達到99%以上,尾氣中二氧化硫含量達到排放標準是有一定困難的,一般對尾氣進行回收,尾氣回收的方法目硫酸生產(chǎn)中排出大量污水和污酸,其量與爐氣凈化流程有關,酸洗法流程排出含酸污水較少,而水洗法流程污水排放量則很大,每生產(chǎn)1t硫酸要排出10-15t污水,污水中除含有硫酸外,還含有砷2-20mg/L含,氟10-100mg/L以,及鐵,硒,礦塵等。目前,對于硫酸工業(yè)的污水處理,普遍采用電石渣中和法或石灰2氯化熔燒處理回收澆渣中大部分有色金屬和貴金屬，回收后燒渣還可煉鐵；燒32實際設計小時產(chǎn)量為:0.24%0.72%空氣平均相對濕度:79.0%；年平均大氣壓:100.63kpa。2.4.2系統(tǒng)物料衡算【11】333同理，第二次轉化所吸收的SO3量：[23N2O22O2N2==表2.5轉化進氣組成表23O2N2量（%）2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7.1967÷98.5%÷99.04%=7.3771t/h每噸酸消耗的原料硫磺的消耗定額:23lnPvp=A—B 硫磺帶入水量，若考慮熔硫中水分除去率為90%，則精硫帶入的水量1508.122+1.7439-5.403=1504.463k干燥效率:3/h3.干燥酸:進口酸溫度：當?shù)仄咴路萜骄鶞囟葹?5.5℃,若考慮△T=10℃循環(huán)水溫度為34.5℃,則酸溫溫度為44.5℃。干燥塔直徑:03/h03/h噴淋酸量:42出塔酸量:出塔酸濃度:3600x-D244.操作氣速的校核:W2CW2C3 LLLCC30標-4LaFF2-7T2kcal/(kmol·℃)QQ氣氣氣HO：2-76損空帶稀釋酸入-8T2N210-7T2210-7T2氣2表2.6熔硫物料衡算表進項量/（kg/h）量/（kg/h）原料硫磺精硫量汽化水渣12-5212234425=1372931.253kJ/h水量:17.710kg/h則從25.5℃加熱到100℃的顯熱:Q=17.710×1.0×(100-25.5)×4.1868=5524.04299kJ/h1水的比熱為:1.0kcal/(kg·℃)12總熱量:表2.7爐氣組成統(tǒng)計表23O2N2Nm3/h6000.781242.4566267.46857580.81472741.896%79.1582222Q)qLπ焚硫爐的凈內(nèi)長度L和內(nèi)直徑D的比值為-=2.8而V=D2LD4D=3.831mL=10.727mKTT帶入計算結果如下表,根據(jù)催化劑的適用范圍，設初始溫度為380℃,由試表2.8一轉平衡曲線數(shù)據(jù)表溫度(℃)平衡常數(shù)平衡轉化率XT溫度(℃)平衡常數(shù)平衡轉化率XT732.86830.995228.99520.8908564.63860.993724.39060.9728438.40980.992020.60270.8528342.93120.98970.8309270.15420.98700.8071214.27080.98370.78150.97960.75420.97489.389960.72530.96908.11050.695290.25170.96210.66400.95406.11010.632160.59870.94460.59970.93374.65980.567241.52470.92114.08720.5348T硫量為aXmol。相應消耗氧氣量為0.5aXmol，剩余氧氣量為b－0.5aXmol,反T2mmRTETT=eEEEm1轉化率XT為縱坐標繪出最適宜溫度曲線（圖一）表2.9一轉最適宜溫度曲線數(shù)據(jù)表Xm455.057492.898Xm605.697620.966絕熱操作過程中溫度與轉化率的關系，可由催化劑床的熱量衡算式?jīng)Q定?？杉?0=ΣyiCpi2222-8t22-6T23-7t22 0── ' iiR,ii即確定催化劑的用量達到最小。根據(jù)第一類條件式和第二類條件式，就可以對各段始末溫度和反應率進行最佳分配，本設計采用的催化劑是國產(chǎn)的S107催化劑，其最高耐熱溫度為進口轉化率0.76以及λ=272.492℃得出反應過程中溫度和表2.10二段反應過程中溫度與轉化率對應表XT(K)XT(K)800.9XT(K)802.3__________=]|p2(1-x)2得出dτ同理也可計算出二段相同的反應速率下其他溫度τ如表2.11所示：00.58290.56420.54610.52870.512000.54510.52820.51200.49640.481300.52230.50710.49250.47830.464700.51920.50550.49230.47960.467400.52810.51580.50350.49160.4802 0.54960.53780.52650.51580.5056 0.58900.57890.56950.56070.5525 0.66180.65530.64960.64500.6413800.2 0.80880.81180.83240.82450.8349800.9801.9802.90|?T|=x0)]x0)]|?T|=xx]||?T|x|?T|x|?T|x-0.01176-0.01061]||?T|=x|?(0)||?(0)||?x-0.009333-0.003571|?T|=x0)]x||δT|xxdx000)]0)]|x|δ(0度472.5℃,即745.5K,進口轉化率0.883以及λ=272.492℃得出反應過程中溫度和反應率的關系如下表：表2.12三段反應溫度和反應率關系表XT(K)XT(K)X利用表中數(shù)據(jù)分別做 |δT|xx|δT|x 0.58290.56420.54610.52870.5120 0.54510.52820.51200.49640.4813 0.52230.50710.49250.47830.464700.51920.50550.49230.47960.467400.52810.51580.50350.49160.480200.54960.53780.52650.51580.505600.58900.57890.56950.56070.552500.66180.65530.64960.64500.6413800.2 0.80880.81180.83240.82450.8349800.9801.9802.90xxxx]||δT|x]|x-0.01176-0.01061]|x]|x-0.009333-0.0035710)]xx0)]0.885T/K800.3801.3802.3803.3804.3x2.6.5一轉各段進出口物料衡算【13】23222232223222322表2.14一轉物料衡算表(kg/h)23O2N2一段進口857.69040.81959400.15286279.064一段出口4075.3155814.52859400.15286279.064二段進口4075.3155814.52859400.15286279.064二段出口5292.39159400.15286279.064三段進口5292.39159400.15286279.064三段出口20805.4195051.26459400.15286279.064一吸塔進口的氣體組成和質(zhì)量與出一轉即三段轉化出口的氣體的組成和質(zhì)一吸塔的吸收率為99.98%V=V 0.PT0/h03/2W2CW2C3G4223600x-D24CC則3 LLLL-3LFF表2.15一吸塔出口氣體組成表23O2N2Kmol/h0.052522121.4342295.3105Kg/h4.20165051.26459400.15265477.8426%0.69590.0022886.877292.4247取不同的溫度帶入平衡轉化率公式，平衡常數(shù)公式可求出關于溫度和轉化率的表2.16二轉平衡曲線數(shù)據(jù)表溫度(℃)平衡常數(shù)平衡轉化率XT溫度(℃)平衡常數(shù)平衡轉化率XT0.997860.59870.94290.99710.9317958.96580.996241.52470.9189732.86830.99500.9043564.36860.993528.99520.8878438.40980.991724.39060.8695342.93120.989420.60270.8492270.15420.98660.8270214.27080.98320.80280.97900.77690.97400.74930.96809.389960.720390.25170.96098.11050.69000.95260.6587T表2.17最適宜溫度曲線數(shù)據(jù)表Xm452.92489.53Xm608.322232223-6T22其四段入口溫度460℃X=0.936出口溫度479.8X=0.969出口溫度436.7℃,繪制絕熱操作線(如圖二十五)。表2.18二轉物料衡算表五段進口五段出口265.422465.422434.2016O25051.0644811.86344811.86344803.4300N259400.15259400.15259400.15259400.15265477.842665477.642665477.642665477.6426p⑶將前面算出的各段對應的a,b,K,K分別帶入向德輝經(jīng)驗模型動力學方p=]|p2(1-x)2表2.19一段催化劑對應轉化率下的—的值數(shù)表X0.79950.51400.43680.20020.10160.059140.049670.11200.2680表2.20二段催化劑對應轉化率下的—的值數(shù)表X0.54610.51200.49250.49230.50350.52650.56950.64960.8324表2.21三段催化劑對應轉化率下的—的值數(shù)表X2.85522.92124.04126.55598.15559.9206表2.22四段催化劑對應轉化率下的—的值數(shù)表x0x0.043740.044230.045300.047140.050090.054780.062480.076350.10680.23200.5921表2.23五段催化劑對應轉化率下的—的值數(shù)表X0.9652.14612.47422.94764.7501-12345;;;V=V2;D4H4H3/h24溫過熱器換熱，換熱后的爐氣溫度降至495.5℃后進入轉化器二段觸媒層繼續(xù)一換熱器后與來自一吸塔并經(jīng)過第Ⅱ換熱器（冷換熱器）預熱氣體換熱，降溫至472.5℃后與進入轉化器的三段觸媒層反應。出轉化器三段的氣體溫度為487.9℃,經(jīng)第Ⅱ換熱器和第一省煤器換熱后的氣體溫度降至160℃后進入第一第Ⅱ換熱器、第一換熱器換熱后溫度變?yōu)?87.9℃;進入轉化器四段進行二次轉化；出轉化器四段的溫度為479.8℃的氣體經(jīng)第一低溫換熱器換熱后溫度降經(jīng)第二低溫過熱器和第二省煤器回收熱能后進入第二吸收塔，此時氣體的溫度3t1t3C0C24表2.24高溫過熱器管程流體數(shù)據(jù)表23O2N247.46846.51829.2906.453%82.776%2C10C2氣體—水的傳熱系數(shù)為10-240kcal/(m2.h.0C)⑧,取K=150kcal/(m2.h.0C)m2m2.10.2第Ⅰ換熱器管程：二段出口氣體0C10C2C3C4表2.25熱換熱器管程流體數(shù)據(jù)表23O2N246.83046.30629.27182.776%12)C10C2m2.10.3第Ⅱ換熱器tttt0CC20C4表2.26冷換熱器管程流體數(shù)據(jù)表23O2N246.57544.61229.1430.625%6.178%83.021%120C1C22m2.10.4第Ⅰ省煤器tttt殼程：冷凝水C24表2.27第一省煤器管程流體數(shù)據(jù)表23O2N244.61243.037929.05129.8670.625%6.177%83.020%12C1C2Q2mtt2.10.5tt管程：四段出口氣體殼程：冷凝水C24表2.28第一低溫熱器管程流體數(shù)據(jù)表23O2N246.37044.94929.2410.0447%6.573%92.727%12)C12Q919734.3552m2.10.6第Ⅱ低溫過熱器tttt殼程：冷凝水C24表2.29第二低溫熱器管程流體數(shù)據(jù)表23O2N246.09144.57029.05129.8670.0216%6.562%92.738%12122m2.10.7第Ⅱ省煤器管程：五段出口氣體C43表2.30第二省煤器管程流體數(shù)據(jù)表23O2N244.57043.03729.05129.8670.0216%6.562%92.738%12