资源描述
Q/ YH
湖北宜化集团有限责任公司
楚星化工技术标准
Q/YHDJF • JS 0204 -2015
3#硫磺制酸工段
岗位操作规程
2016-4-01 发布 2016-4-01 实施
湖北宜化集团有限责任公司 发布
本标准由湖北宜化集团有限责任公司标准化委员会提出。
本标准由湖北宜化集团有限责任公司安全生产管理部归口。
本标准 2016 年 4 月 1 日首次发布。
本标准起草单位：大江分公司
本标准主要起草人：杜传林、邓永国、曹晖、黄忠华、周志刚、尤
春林、邓维等
参与本标准审核单位：集团安全生产管理部、楚星总经理室、楚星
安全生产部、楚星设备检修部
参与本标准审核人：曹传鹏、李林全、曹欣、邓全州、曹红军、严
东宁等
本标准审批人：杨晓勤
7
一、生产管理思想
1、 董事长 指出 :生产管理要从搞生产逐步过渡到如今的管生产， 要
做到千斤重担人人挑， 人人肩上有指标 ,从而形成 “事后控制不如事中控
制，事中控制不如事前控制”的管理思维。
2、生产管理四性： 艰巨性、复杂性、连续性、长期性。
3、生产管理方针 :
生产系统方针：管生产就是管工艺指标。
设备系统管理方针：控制入口，维护保养，计划检修，规范行为。
安全管理方针 :辩识危害，规范行为，消除隐患，四不放过。
4、专业思想
4.1 百分百理论
将影响某个标杆的所有因素百分百控制合格， 那么这个标杆就能合 格。
4.2 总量控制法
管理生产，先给系统建立总体物料、热量等平衡标杆，依据标杆总 量，查找生产过程中不平衡的点，逐个解决，实现总量平衡。
4.3 微量管理
化工生产中主要反应物料经过净化处理后仍含有很多看似不起眼，
容易被忽略的微量物质， 这些微量物质控制不好往往会对我们的生产造
成非常严重后果，我们将这些微量当作重点来管理，尽可能降低微量物
质含量。
4.4 间歇生产连续化，连续生产稳定化，稳定生产标准化。
间歇生产连续化：打断停车随意性，有计划性的进行停车，减少突 发性事故。
连续生产稳定化：严格控制工艺指标，稳定生产负荷，不擅自改变 工艺条件及工艺状况，不频繁加减量，使生产持续稳定运行。
稳定生产标准化：生产稳定同时，出台相应标准、规程进行固化。
第一章 岗位任务 1
1. 熔硫岗位任务 1
2. 焚转岗位任务 1
3. 锅炉岗位任务 1
4. 干吸岗位任务 1
6. 岗位职责 1
7. 岗位巡检 1
第二章 工作原理 3
1 .反应方程式： 3
2、温度对二氧化硫转化的影响 3
3、压力效应对二氧化硫转化的影响 4
4、炉气起始成分对二氧化硫转化的影响 4
5、酸浓对三氧化硫吸收的影响 4
6、酸温对三氧化硫吸收的影响 4
7、气温对三氧化硫吸收的影响 4
8、循环酸量对三氧化硫吸收的影响 4
9、气速对三氧化硫吸收的影响 5
10、吸收设备的影响 5
第三章 工艺流程 6
1 .硫磺制酸工艺流程 6
第四章 生产物料平衡计算 17
1 烟气和酸系统物料平衡 17
2 锅炉系统物料平衡 19
3 重点设备物料平衡 20
第五章 工艺指标 23
1、熔硫岗位 23
2、焚转岗位 23
3、锅炉岗位 23
4、干吸岗位 24
第二节 片区级 24
1、熔硫岗位 24
2、焚转岗位 24
3、锅炉岗位 24
4、干吸岗位 25
第三节 事业部级 25
1、熔硫岗位 25
2、焚转岗位 25
3、锅炉岗位 25
4、干吸岗位 25
第四节 指标制定依据 25
第六章 开停车方案 31
1 .熔硫岗位开停车 31
2 .焚转岗位开停车 33
3 .锅炉岗位开停车 36
4 .干吸岗位开停车 40
6 .标准化开停车方案表 46
7 .岗位检修规程 60
7.1. 磺泵 60
7.2. 离心机 61
7.3. 蒸汽管道 61
7.4. 锅炉给水泵、热水泵 62
7.5. 立式酸泵 63
第七章 正常操作要点 64
第一节 工艺操作要点 64
1. 熔硫岗位 64
2. 焚转岗位 65
3. 锅炉岗位 66
第二节 质量操作要点 69
第三节 设备操作要点 70
1. 熔硫岗位 70
2. 焚转岗位 71
3. 锅炉岗位 96
4. 干吸岗位 97
第四节 电仪操作要点 99
第五节 安全操作要点 100
1. 熔硫岗位 1 00
2. 焚转岗位 1 01
3. 锅炉岗位 1 01
4. 干吸岗位 1 01
第六节 电仪操作要点 102
1 . 注意事项 1 02
2 .DCS系统操作要点 1 02
第八章 应急预案 75
第一节 生产应急演练 75
1. 硫磺堆场硫磺燃烧应急预案 78
2. 转化吸收系统应急预案 79
3. 余热锅炉爆炸应急预案 79
4. 硫酸贮槽泄漏应急预案 79
5. 二氧化硫泄漏应急预案 80
第二节 安全应急演练 69
第九章 典型案例 81
第一节 工艺操作事故 81
第二节 设备事故 83
第三节 安环事故 86
第十章 附录 88
1 岗位管理制度 88
1.1 生产系统 88
1.2 设备系统 95
1.3 安环系统 101
2 岗位基础知识 104
3 相关计算 108
4 设备简图及参数 1. 09
5 .本岗位相关数据表 1 13
第一章 岗位任务
1. 熔硫岗位任务
将硫磺堆场送来的固体硫磺经熔硫槽熔化为液体硫磺，经过滤后成为精制液体
硫磺，供焚转岗位使用。
2. 焚转岗位任务
将熔硫岗位送来的精制液体硫磺，经精硫泵输入焚硫炉内与主风机送来的干燥
空气进行燃烧，生成合格的SO2炉气，在锐触媒的催化作用下将SO2炉气转化为SO3 后供干吸岗位吸收。
3. 锅炉岗位任务
吸收炉气中的热量和转化反应的热量以及高温硫酸的热量，降低炉气温度，为
转化和干吸的生产创造条件，同时利用该部分热量产生的中压过热蒸汽，并入蒸汽
管网， 用于发电和供热。 充分利用硫酸热量产生 0.8Mpa 的低压蒸汽， 供后工段使用。
4. 干吸岗位任务
干燥空气中的水份，吸收由转化来的三氧化硫气体生成合格的产品硫酸，并使
尾气通过尾洗后达标排放。 负责系统内循环冷却水的正常运行和水质监控。 负责 HRS 塔的酸、水系统正常运行。并向磷酸和磷铵输送合格的成品硫酸。
5. 岗位职责
在班长的领导下负责操作室监盘及岗位日常巡检和室外操作并对异常情况进行
及时汇报和联系处理。
6. 岗位巡检
6.1 熔硫岗位巡检概念
6.1.1 巡检硫磺堆场、进磺皮带、 5个硫磺槽、 2 台过滤机，实现熔硫无火灾、
无安全环保事故。
6.1.2 巡检路线
进磺料斗-输磺皮带-加石灰绞笼-2个快速熔硫槽-过滤机-中间槽-助滤
槽-粗硫槽-回收水泵-硫磺堆场-外管-纯碱堆场-操作室
6.1.3 巡检内容
6.1.3.1 逐一打开各槽观察孔，查看各槽液位与电脑显示液位是否一致，查看各槽
平台、槽内及过滤机是否有着火迹象，查看所有蒸汽盘管温度状况。
6.1.3.2 查看 1#2#快速熔硫槽溢流口，确保通畅；查看化磺口是否有硫磺凝固。
6.1.3.3 查看各泵及搅拌有无异常。
6.1.3.4 查看地沟排水是否通畅，是否有悬浮物。
6.1.3.5 查看区域卫生状况。
6.1.3.6 查看各槽烟囱排气状况。
6.1.3.7 槽区有动火需查看动火票证，检查措施落实情况。
6.2 焚转岗位巡检概念
6.2.1 巡检概念
巡检 1 台主风机； 1 个精硫槽； 1 个液硫大罐；焚硫炉；转化器；热交；冷交； 2 台 精硫泵，实现两个目标（设备运行正常，安全生产无事故）。
6.2.2 巡检路线
精硫槽-液硫大罐•主风机-焚硫炉-转化器-高过-热交-冷交-省煤器-
中控室
6.2.3 巡检内容
6.2.3.1 巡检主风机振动、温度、油位、电流、冷却水系统
6.2.3.2 巡检焚硫炉炉膛温度、壳体温度、磺管疏水
6.2.3.3 巡检设备、管道是否有漏点
6.2.3.4 巡检泵的振动、温度、油位、电流
6.3 锅炉岗位巡检概念
6.3.1 巡检概念
巡检 2 台加药泵、 2 台锅炉、 2 台省煤器、 2 台过热器，两台加热器，四台给水
泵，实现两个目标（设备运行正常，安全生产无事故）。
6.3.2 巡检路线
高压给水泵-低压给水泵-低压锅炉-加药泵-除氧器-高过-高压锅炉-
汽包-低过-省煤器I f省煤器II f中控室
6.3.3 巡检内容
6.3.3.1 巡检锅炉汽包液位、压力
6.3.3.2 巡检泵的振动、轴温、电流、HRS覆炉振动
6.3.3.3 巡检设备、管道是否有漏点
6.4干吸岗位巡检概念
6.4.1 巡检概念
巡才领3台酸泵、2台酸冷器、1台泵槽、3个塔、1个凉水塔、1个地下酸槽、1 个酸储罐，2台加热器、两台喷射水泵，尾洗装置，输酸管道，实现两个目标（设 备运行正常，安全环保生产无事故）。
6.4.2 巡检路线
循环水泵一凉水塔一酸库一地下酸槽泵一循环酸槽泵酸冷器一阳保控制室一高温循
环酸泵一脱盐水加热器一锅炉给水加热器- HRS*槽一尾洗装置一返回中控室
6.4.3 巡检内容
6.4.3.1 巡检泵的振动、轴温、电流、混合器振动
6.4.3.2 巡检设备、管道是否有漏点
6.4.3.3 巡检阳保、加热器运行是否正常
6.4.3.4 巡检各槽液位是否正常
第二章工作原理
1.反应方程式:
S 02 .SO2 -Q
一上司
特点：可逆、放热、体积缩小，催化剂
2、温度对二氧化硫转化的影响
为了获得较高的转化率，反应温度应该尽可能控制低些。因此转化过程中一定要 移走一部分反应热。但是生产中不是把反应温度尽量降低来维持一定的反应温度。
主要由以下两点因素来决定： （ 1） 随着反应温度的降低， 转化率虽然可以提高但反
应速度却下降得很快。 是因为反应速度与温度成正比关系。 （ 2） 当温度降到某一限
度时，触媒便不能继续起催化作用而使反应停止。
3、压力效应对二氧化硫转化的影响
平衡转化率随压力增大而升高；高温比低温状况下其平衡转化率随压力增大而
增高的值较大。
4、炉气起始成分对二氧化硫转化的影响
在一定的温度和压力下， 炉气起始成分中的氧含量愈大和二氧化硫的含量愈小，
则平衡转化率愈高。
5、酸浓对三氧化硫吸收的影响
当酸浓高于 98.3%时, 以98.3%的硫酸液面上的三氧化硫平衡分压最低。 浓度低于
98.3%时，以 98.3%的硫酸液面上的水蒸汽分压为最低。选择 98.3%的硫酸作吸收剂，
兼顾了这两个特性。在此浓度下，大部分三氧化硫能直接穿过界面与酸液中的水分
结合生成硫酸。小部分三氧化硫在气相中与水蒸汽反应，生成硫酸蒸气后再进入酸
溶液中。 当吸收酸浓低于 98.3%时， 硫酸液面上的水蒸汽含量随着硫酸浓度的下降而
增加。
6、酸温对三氧化硫吸收的影响
三氧化硫的吸收是否完全，在很大程度上取决于吸收过程的温度，又主要取决
于硫酸的温度。温度越低，则吸收过程进行的越完全，吸收率越高。但是，酸温的
控制并不是越低越好，主要原因有两个： （ 1）在生产条件下，进塔酸温过低，在塔
顶容易产生酸雾；（ 2）酸温过低，必须增大冷却设备，增加消耗。
7、气温对三氧化硫吸收的影响
・ 适当提高进塔气温，有利于提高吸收率。
・ 进塔气温过低，易在塔底产生酸雾，降低吸收率。
8、循环酸量对三氧化硫吸收的影响
・ 若酸量不足，填料表面不能充分润湿，减少酸液和三氧化硫炉气的接触面积， 同时会使酸浓、酸温波动的幅度增大，当超过规定指标后，使吸收率下降。
・ 酸量过多，对提高吸收率无益，而且还会增加塔的阻力和动力消耗，严重时 造成酸液泛。
9、气速对三氧化硫吸收的影响
・ 从定性上讲，吸收速度是随气速的增加而增加，高气速操作，不但对吸收有 利，而且可使塔体缩小。
・ 气速过高，会夹带酸沫，增大动力消耗，严重时造成酸液泛。
10、吸收设备的影响
・ 要有足够的传质面积，填料堆放要符合要求。
・ 要求炉气和液体在塔的截面上分布均匀。
・ 选用性能优越的填料。
・ 要求在允许的操作气速范围内。
11、尾气脱硫工艺系统原理
氨法脱硫技术以亚硫酸钱和SO及应为基础，主要化学反应式：
SO2 + H2O = H2SO3 （1）
H2SO3 + 2NH3 = （NH4）2SO3 （ 2）
（NH4）2SO3 + SO2 + H2O =2NH4HSO3（ 3）
上述反应式表明，在脱硫塔内烟气中的 SO2被吸收，生成亚硫酸氢钱或亚硫酸钱;
生产过程中（ 1）式最先进行，（ 2）、（ 3）式是正常生产情况的反应。
为有利于吸收反应持续进行，需在吸收液中注入氨使吸收液再生：
NH4HSO3＋ NH3 = （NH4）2SO3 （ 4）
当反应生成的亚硫酸铵流经氧化塔时，鼓入氧化空气使亚硫酸铵氧化成硫酸铵：
2（NH4）2SO3＋ O2 = 2（NH4）2SO4 （ 5）
7
第三章工艺流程
1 .硫磺制酸工艺流程
1.1 熔硫工艺流程简述
固体硫磺运至堆场外由皮带运输机送入熔硫槽内，经蒸汽盘管加热熔化后溢流 至粗硫槽，由粗硫泵输入过滤机过滤后进入中间槽，由中间泵输入液硫大罐保温储 存。
1.1.2熔硫工艺简图
加石灰绞笼 助滤槽
固体硫磺一硫磺斗f 硫磺输送皮带 F#2#熔硫槽+粗硫槽一粗硫泵
♦过滤机 一 中间槽+ 液硫大罐― 精硫槽
1.2 焚转工艺流程简述
空气经过空气过滤器进入干燥塔,干燥塔中有 98%-98.8%的硫酸进行循环，然 后进入主风机。在干燥塔内硫酸的部分显热转移给了空气，硫酸的温度是因吸收了 空气中的水分而升高的。传给空气的热量加上主风机产生的压缩热使进入卧式焚硫 炉的空气温度升高。在焚硫炉中硫磺燃烧生成二氧化硫，同时产生大量的热量由废 热锅炉回收产出蒸汽。
从焚硫炉来的二氧化硫炉气温度超过了进入转化系统所需的温度，因此炉气经 废热锅炉冷却，使过量的热能回收产生高压饱和蒸汽。锅炉旁路（即高温副线阀） 控制锅炉出口的炉气温度，锅炉蒸汽温度则随锅炉蒸汽压力而变。
炉气自废热锅炉进入转化器的第一段，在铀催化剂的存在下，部分二氧化硫转 化为三氧化硫；反应产生的热量必须移走以提高第二段中二氧化硫的转化率。
离开一段的炉气进入高温过热器通过加热高压蒸汽被冷却；第二段进口炉气温 度是通过高温过热器的旁路来控制在适当范围内的。
来自高温过热器经冷却的炉气进入转化器二段，二氧化硫进一步转化为三氧化 硫并产生额外的热量。离开转化器二段的高温炉气进入热热交换器管程冷却，以提 高三段的转化率。冷炉气侧的旁路用来控制热炉气侧的炉气出口温度。
离开热交换器管程的经冷却的炉气进入三段使二氧化硫进一步转化为三氧化
硫。离开三段的高温炉气进入冷热交换器管程及省煤器 II冷却。
离开省煤器II的炉气，进入HRSg,炉气中的三氧化硫通过接触循环酸而被循环 酸吸收。
离开HR醋的炉气含有未反应的二氧化硫，进入冷热交换器壳程，被离开三段的 炉气加热。离开冷热交换器壳程的炉气进入热热交换器壳程，被来自二段的高温炉 气进一步加热。
离开热热交换器壳程的炉气进入四段完成二氧化硫到三氧化硫的最后转化。一 部分炉气经旁通管道绕过冷热交换器以控制进入四段的温度。
离开四段的炉气进入低温过热器/省煤器I。
离开省煤器I的炉气进入二吸塔，然后尾洗后通过烟囱排入大气。在二吸塔中炉 气与循环酸接触，炉气中的三氧化硫被吸收除去。
1.2.1 焚转工艺流程简图 ।放空
空气一干燥塔一主风机一
液体硫磺一焚硫炉一锅炉一转化一层一高温过热器一转化 二层一热交换器管程一转化三层一冷热交换器管程一省煤器R -HR邺一冷热交换 器壳程一热交换器壳程一转化四层一低温过热器一省煤器I 一二吸塔一尾洗塔一 放空
焚转岗位工艺流程
1.3 锅炉工艺流程简述
高压锅炉：来自脱盐水的常温脱盐水在经过除氧器除氧、加热至 99-104 C 后，经锅炉给水泵进入省煤器I低温段、省煤器II、省煤器I高温段与转化来 的烟气换热后，温度上升至230c左右进入锅炉汽包，锅炉汽包内的饱和水与焚 硫炉来的高温烟气通过锅炉火管不断加热，在锅炉内通过 6根下降管、4根上升 管不断的进行加热、汽水分离、循环过程，形成的饱和蒸汽通过4根上升管从汽 包顶部引出，再与转化四段来的高温烟气通过低过逆流换热蒸汽温度上升至 350c左右后，再与转化来的高温烟气通过高过换热后，通过喷水降温后形成 450 c左右的过热蒸汽送汽机发电。
低压锅炉：从省煤器II来的烟气进入HRS吸收塔，由下而上，烟气中的SO3 气体经由上而下的硫酸吸收后，烟气经过冷交换热器和热交换热器到转化器四层 继续转化。高温酸循环泵将酸循环槽的酸送入蒸汽发生器， 在蒸汽发生器内酸与
锅炉给水加热器来的除氧水换热，并产生低压蒸汽送入低压蒸汽管网。 从蒸汽发 生器出来的酸一股进入混合器，在混合器内和脱盐水混合，稀释后的酸通过调节 阀调节流量分别进入HRS吸收塔。另一股酸依次进入锅炉给水加热器和脱盐水 加热器冷却后，再分别送往干燥和二吸酸循环槽。 由界区外送来的脱盐水，经脱 盐水加热器进入除氧器。脱盐水在除氧器中经热力除氧后进入低压给水泵加压和 喷射给水泵，送至给水加热器加热后进入蒸汽发生器和混合器。
1.3.1 锅炉工艺流程简图
「喷射泵一混合器
脱盐水一脱盐水加热器一除氧器一低压给水泵一给水加热器一蒸汽发生器
」给水泵一省煤器I低温段一省煤器n一省煤
器I高温段一汽包一低温过热器一喷水减温器一高温过热器一集汽联箱一主蒸 汽阀一蒸汽管网
9
o
绐水泵来
坦
包
整
1.4 干吸工艺流程简述
离开省煤器II的炉气，进入HRSg,炉气中的三氧化硫通过接触循环酸而被
循环酸吸收除去。
离开HR醋的炉气含有未反应的二氧化硫，进入冷热交换器壳程，被离开三
段的炉气加热。 离开冷热交换器壳程的炉气进入热热交换器壳程， 被来自二段的
高温炉气进一步加热。
离开热热交换器壳程的炉气进入四段完成二氧化硫到三氧化硫的最后转化。
一部分炉气经旁通管道绕过冷热交换器以控制进入四段的温度。
离开四段的炉气进入低温过热器 / 省煤器 1。
离开省煤器I的炉气进入二吸塔，然后尾洗后通过烟囱排入大气。在二吸塔 中炉气与循环酸接触， 炉气中的三氧化硫被吸收除去。 尾气中剩余二氧化硫通过
尾洗塔洗涤后排放。
11
1.4.2干吸岗位工艺流程图
13
1.4.3HRS工艺流程图
#
1.4.4 尾气脱硫
尾气脱硫工艺过程包括尾气 SO2 吸收系统和脱硫后烟气净化系统两个部分， 工艺
流程叙述如下：
1.4.4.1 尾气SO2R收系统
1.4.4.1.1 硫酸尾气SO加脱除
硫酸尾气通过烟管引入脱硫塔。 硫酸尾气在脱硫塔内由下而上流动， 与自上而下
喷淋的吸收液逆向接触，尾气中的SO2与液体中的吸收剂反应被脱除，当吸收液 达到一定浓度后送入氧化塔中氧化，脱除 SO2&的气体进入脱硫塔上部净化段净 化后由尾气烟囱排放。
1.4.4.1.2 亚盐氧化过程
吸收SO2f达到一定浓度的亚硫酸钱母液通过管道送到氧化塔，在氧化塔内通过
从塔底通入压缩空气， 与吸收液充分接触， 使亚硫酸铵氧化成硫酸铵。 氧化塔采
用穿孔曝气氧化技术，具有布气均匀、氧的利用率高、氧化率高等特点， 塔内 过量的氧化空气，通过连通管进入脱硫塔，最终随净化尾气一起排放。
1.4.4.1.3 硫铵液的储存和输送
氧化塔内合格的硫酸铵产品溢流进入硫铵贮槽，再由硫铵液泵送至磷铵装置界
区。
1.4.4.2 脱硫后烟气的净化处理
硫酸尾气脱除 SO2 后进入脱硫塔上部净化段。 净化段设置有级除雾装置。 用以除
去烟气中夹带的大径水雾(&75mg//Nm3),经过净化后的烟气从尾气烟囱排放。
17
第四章生产物料平衡计算
1烟气和酸系统物料平衡
1.1烟气和酸系统物料平衡图
A
i
^-Twclrv
S
工-一1二
01
二1(*
火
B
自仝
。
矍组
◎
ilw£
1.2烟气和酸系统物料平衡表
物料流编号
组分
1
2
3
4
5
6
7
8
9
SO2
Nm3/h
0
0
0
0
16847
16005
842
16005
16847
SQ
Nm3/h
0
0
0
0
328
311
16
311
328
O2
Nm3/h
31289
31289
31289
31289
13950
13252
697
13252
13950
Nb
Nm3/h
118061
118061
118061
118061
118061
112158
5903
112158
118061
干总
量
Nm3/h
149349
149349
149349
149349
149185
141726
7459
141726
149185
HbO
Nm3/h
3465
3465
0
0
0
0
0
0
0
湿总
量
Nm3/h
152814
152814
149349
149349
149185
141726
7459
141726
149185
压力
mm
W.C.
0
-77
-409
4750
4547
4547
4547
4140
4114
温度
c
32
32
66
124
1134
1134
1134
381
421
物料流编号
10
11
12
13
14
15
16
17
18
组分
SQ
Nm3/h
6282
6282
2079
2079
815
815
815
815
815
SQ
Nm3/h
10893
10893
15096
15096
16361
16361
16361
2
2
02
Nm3/h
8667
8667
6565
6565
5933
5933
5933
5933
5933
Nb
Nm3/h
118061
118061
118061
118061
118061
118061
118061
118061
118061
干总
量
Nm3/h
143902
143902
141801
141801
141169
141169
141169
124810
124810
HbO
Nm3/h
0
0
0
0
0
0
0
0
0
湿总
量
Nm3/h
143902
143902
141801
141801
141169
141169
141169
124810
124810
压力
mm
W.C.
3265
3018
2914
2672
2525
2283
2080
1424
1182
温度
c
621
440
520
440
464
273
166
71
321
物料流编号
19
20
21
22
23
24
组分
SQ
Nm3/h
815
34
34
34
34
34
SQ
Nm3/h
2
782
782
782
782
0
02
Nm3/h
5933
5543
5543
5543
5543
5543
Nb
Nm3/h
118061
118061
118061
118061
118061
118061
干总
量
Nm3/h
124810
124420
124420
124420
124420
123638
HbO
Nm3/h
0
0
0
0
0
0
19
湿总
量
Nm3/h
124810
124420
124420
124420
124420
123638
压力
mm
W.C.
941
796
618
542
440
0
温度
c
425
445
347
225
135
82
物料流编号
50
51
52
53
54
55
56
57
58
59
组分
流体
Sulfur
98.51%
98.51%
98.51%
98.50%
98.21%
98.21%
98.21%
98.50%
98.50%
流量
kg/min
410
16825
16825
16825
15558
15604
2543
13061
17351
6096
流量
Nm3/h
14
570
570
559
517
519
85
435
585
205
温度
C
132
92
92
66
66
69
69
69
85
85
工艺流编号
60
61
62
63
64
65
66
67
68
69
组分
流体
98.50%
98.50%
98.50%
98.59%
98.50%
98.50%
98.50%
99.60%
99.60%
99.60%
流量
kg/min
11255
6096
12838
12855
140
2059
2453
36150
36150
32526
流量
Nm3/h
379
202
432
436
5
68
81
1358
1337
1203
温度
C
85
60
82
92
85
60
60
218
199
199
物料流编号
70
71
72
73
74
75
76
77
78
组分
流体
99.60%
99.60%
99.00%
98.51%
98.51%
Water
Water
99.60%
流量
kg/min
3624
3624
0
32723
1268
1268
4
197
3624
流量
Nm3/h
134
131
0
1212
42.1
41
0
12
131
温度
C
199
173
204
66
40
32
110
90
2锅炉系统物料平衡
2.1锅炉系统物料平衡表
物料编号
介质
压力 Mpa
温度C
kg/h
1
锅炉给水（除氧器）
4.0
104
45263
2
锅炉给水
4.2
250
43997
3
喷水减温
4.0
104
3054
4
高压饱和蒸汽
4.0
250
43997
5
高压过热蒸汽
4.2
483
43997
物料编号
介质
压力 Mpa
温度C
kg/h
6
高压炉水（排污）
4.2
273
1266
7
低压蒸汽
6
115
623
8
放空蒸汽
4.0
110
227
3重点设备物料平衡
3.1 转化器物料及能量衡算
400kt/h硫磺制酸，生产时间为8000h,产量50t/h ,总转化率为99.8%,吸 收率为99.99%,又设分段转化率分别为：65.9%、90.6%、96.2%、99.8%,若
一段进口气浓按10.5%来计算，如图：
3.1.1 物料衡算
进一段气体量及成分
Qn= 75000 X 22.4-^1— X—1— X-^— = 149382Nm3/h 98 99.8% 99.99% 11.5%
则 SQ: 149382X 11.5/ = 17178.93 Nm3/h ,即 766.92kmol
O2： 766.92 X 9.5/11.5 % = 633.54kmol
N2： 766.92X79/11.5 % =5268.41kmol
一段出口气体量及成分
SQ: 766.92 X(1—0.62) =291.43kmol
SQ: 766.92 X 0.62 475.49kmol
6： 633.54 —0.5 X475.91=395.795kmol
N2： 5268.41kmol
二段出口气体量及成分
SQ: 766.92 X(1—0.8) = 153.38kmol
SQ: 766.92X0.8613.53kmol
O2： 633.54 —0.5 X613.53=326.774kmol
N2： 5268.41kmol
三段出口气体量及成分
SQ: 766.92 X(1—0.92) =61.353kmol
SO3: 766.92 X 0.92 705.563kmol
O2： 633.54 —0.5 X705.563=280.759kmol
N2： 5268.41kmol
四段出口气体量及成分(假设SO3在吸收塔中全部吸收)
SQ: 766.92 X(1-0.998) = 1.534kmol
SO3: 766.92 X 0.998 705.563= 59.829kmol
O2： 280.759 —0.5 X59.829=250.823kmol
N2： 5268.41kmol
3.1.2 能量衡算
一段反应热量和出口温度
进入转化器一段气体带入热量
设进口温度为 430℃，则进一段气体每升高 1℃所需热量
SQ: 766.92 X 44.32 33989.894kJ/h
6： 633.54 X30.616=19396.46kJ/h
N2: 5268.41 X 29.659 156255.65kJ/h
带入热量 Q 入=209642X 43比 90146060kJ/h
出转化器一段气体温度
预计反应后温度t′=430+0.62 X 315比25.61 C
反应时平均温度tm =
480 636.79
= 527.81 C
出一段气体每升高1C所需热量
SQ: 291.43 X 48.266 14066.16kJ/h
SQ: 475.49 X 69.758 33169.231kJ/h
6： 395.795 X31.99=12661.482kJ/h
N2: 5268.41 X 30.5 160686.38kJ/h
所需总热量Q入=220583.25kJ/h °G
反应热
摩尔反应热 Qm= 24205X4.18182.21 乂(273+625.61) = 99355.51kJ/hmol
总反应热 Q= 475.49 X 99355.5147242579kJ/h
故，一段出口温度：
气体带入热+反应热 t = :
出口气体平均热容
=90146060+47242579 = 622.8C
220583.25
二段反应热和出口温度
进二段转化器气体温度480 C ,则每升高1C所需热量:
SQ: 291.43 X 46.366 13512.443kJ/h
SQ: 475.49 X 64.81 30816.506kJ/h
O2: 395.795 X31.2=12348.804kJ/h
N2： 5268.41 X29.877 157404.16kJ/h
所需总热量214081.9kJ/h G
带入热量 Q 入=214081.9 X 480 102729312kJ/h
出转化器二段气体温度
预计反应后温度 t'=480+ (0.8-0.62) X 315.5 536.79C
反应时平均温度tm = = 508.395C
出二段气体每升高1C所需热量
SQ: 291.43 X 48.266 14066.16kJ/h
SQ: 475.49 X 69.758 33169.231kJ/h
O2： 395.795 X31.99=12661.482kJ/h
N2： 5268.41 X 30.5 160686.38kJ/h
所需总热量 Q入=220583.25kJ/h C
反应热
摩尔反应热 Qm = 24205X4.18182.21 乂(273+625.61) = 99355.51kJ/hmol
总反应热 Q= 475.49 X 99355.5147242579kJ/h
故，一段出口温度：
t=气体带入热 + 反应热 = 90146060 +47242579 = 6228cC
出口气体平均热容— 220583.25
第五章工艺指标
第一节班组级
1、熔硫岗位
硫磺槽槽温度：125〜145 c
液硫灰份：＜ 0.003%
大罐液位：40— 80%
过滤机压差：＜ 0.35Mpa
2、焚转岗位
精硫槽温度：135--145 C
炉膛温度：850--1150 C
Q炉气浓度： 9.0〜10.5 %
一层进口： 410± 5c
二层进口： 440 ± 5 c
四层进口： 415±5C
主风机油温：35〜45 C
主风机油压：＞ 0.1Mpa
3、锅炉岗位
汽包液位：40〜60%
炉水PH值：9〜11
主蒸汽压力：＜ 3.82 Mpa
除氧器温度：99〜104c
锅炉炉水硬度： ＜0.01mmol/L
给水PH值：7〜9
液体硫磺酸度：＜ 0.00 3%
粗硫槽液位：60—90%
熔硫蒸汽压力：0.5 —0.7Mpa
精硫槽液位：60—90%
保温蒸汽压力：0.3 —0.5Mpa
总转化率：＞9 9.5%
一层出口： ＜ 605c
三层进口： 430± 5 c
转化一层触媒层温度： ＜ 630C
主风机轴瓦温度0 75 C
汽包压力：＜ 4.0MPa
集汽联箱蒸汽温度：420〜450c
炉水总磷：5-15mg/l
过热蒸汽Na+c 15ug/L
给水压力：2.5—5.5Mpa
火管阻力：＜ 13kpa
炉水硬度：＜ 0.01mg/l
炉水电导率0 200us/cm
炉水 Cl-＜6mg/l
蒸汽发生器液位40〜60%
蒸发器蒸汽压力 0.7MPa±0. 05MPa
4 干吸岗位
干燥酸浓：98〜98.8 % 二吸酸浓：98〜98.8 %
主风机出口水份： ＜0. 1g/Nm3 酸雾：
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