翁了 撒旦.docx
- 文档编号:11499316
- 上传时间:2023-03-02
- 格式:DOCX
- 页数:32
- 大小:134.54KB
翁了 撒旦.docx
《翁了 撒旦.docx》由会员分享,可在线阅读,更多相关《翁了 撒旦.docx(32页珍藏版)》请在冰豆网上搜索。
翁了撒旦
1引言
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。
1.1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,%
名称
H2SO4
重量%
SO3/H2O
组成,%
SO3
H2O
SO3
HO2
93%硫酸
98%硫酸
无水硫酸
93.00
98.00
100.00
0.713
0.903
1.00
75.92
80.00
81.63
24.08
20.00
18.37
20%发烟硫酸
65%发烟硫酸
104.50
114.62
1.30
3.29
85.30
93.57
14.70
6.43
1.3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[3]。
1.4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[4]。
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)
结晶温度℃
硫酸浓度%(重量)
结晶温度℃
10.0
-4.7
100
+10.371
76.0
-22.2
游离SO310
-1.5
93.0
-27.0
游离SO320
+2.5
98.5
+1.8
游离SO365
-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。
1.5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,与中间过程无关[5]。
1.6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℃[6]。
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:
㏒p=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[7]。
如表1-3所示:
表1—3各种浓度硫酸的A、B常数值
H2SO4%
20
40
60
80
90
98.3
100
A
8.922
8.844
8.841
9.293
9.255
9.780
9.805
B
2268
2299
2458
3040
3390
4211
3914
1.7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)[8]。
1.8二氧化硫尾气和低浓度二氧化硫气体的处理
《大气污染物综合排放国家标准(GB16297—1996)限定二氧化硫最高允许排放质量浓度为960mg/m3。
受二氧化硫平衡转化率的限制,无论是以硫磺还是硫铁矿和冶炼烟气为原料,尾气中必定含有一定量的二氧化硫。
硫磺制酸工艺过程比较简单,操作条件与设计条件较为吻合,进转化工序的二氧化硫浓度和氧硫比较为稳定,采用两转两吸工艺制酸尾气较容易达标排放。
德国鲁奇公司80年代开发的物理吸收法吸收二氧化硫的工艺,经过改进已在液体二氧化硫的生产中使用,这种方法使用Selexol溶液(聚乙二醇二甲醚)作为吸收剂。
美国孟山都环境化学公司开发了使用DBBP(丁基膦酸二丁酯)作吸收剂的方法。
DBBP选择性吸收剂对二氧化硫的吸收容量大且解吸温度低,蒸气压力和粘度都较低,腐蚀性小,而且是一种阻燃剂。
丹麦托普索公司开发的湿法硫酸工艺成功地用于从有色金属冶炼废气中回收二氧化硫,这种工艺不使用吸收剂或化学药剂,不产生废水和废渣,特别适用于处理二氧化硫浓度低于5%的气体(也可用于处理SO2浓度高的气体),二氧化硫的转化率可达99.3%~99.5%,生成的三氧化硫与气体中的水蒸汽结合为硫酸蒸汽,并在WSA冷凝塔中冷凝成酸,产品硫酸浓度可达98%。
美国孟山都环境化学公司与CalgonCarbon公司合作开发了Centaur工艺,采用活性炭将二氧化硫吸附氧化生成三氧化硫并与水结合成硫酸。
然后用水将硫酸从活性炭上洗涤下来,成为稀硫酸。
这种方法与德国鲁奇公司过去开发的Sulfacid工艺相似,但Centaur活性炭的催化活性比其它活性炭高一倍。
该法具有设备少、热能利用好、二氧化硫排放量低等特点。
对于硫磺制酸装置,产生的稀硫酸可以代替补充水加入吸收系统;对于有色金属冶炼厂,稀硫酸可用于矿石的浸提。
这种方法甚至可以与一转一吸流程合并使用,取代两转两吸工艺。
与两转两吸比较,一转一吸加Centaur尾气处理工艺具有二氧化硫排放数量少,使用设备少、造价低、压力降小、热量回收率高及可以避免开、停车时造成环境污染等特点。
这种方法的缺点是产生的硫酸浓度低,尾气中含有水蒸汽,会形成烟羽。
1.9硫酸污水处理
硫酸生产过程中含有SO3、H2SO4、As、Hg、悬浮物等有毒害物质。
我们必须加入一定量的Ca(OH)2、FeSO4、PAM等净水药剂来净化污水。
流程见图1:
图1污水处理流程
2硫磺制酸过程
工艺上一般采用快速熔硫、液硫机械过滤、机械雾化焚硫技术,较多地采用“3+2”两转两吸工艺,并采用中压锅炉和省煤器回收焚硫和转化工序的废热,产生中压过热蒸汽。
将澄清的溶融硫送入焚硫炉与空气雾化后于炉内焚化,产生高温二氧化硫炉气,经余热锅炉使炉气温度降至650~680℃,进入转化器,本设计采用一次转化通过一、二、三段触媒,二次转化通过四、五次触媒。
换热方式一次转化采用外部换热,二次转化的四、五段间采用空气冷激[11]。
2.1快速熔硫与液硫过滤工段
熔硫工序一般采用快速熔硫和液硫机械过滤工艺,其中关键设备一是快速熔硫槽,二是液硫过滤器。
固体硫磺经熔融,滤去固体杂质后,存于熔硫槽,维持熔硫温度在130~145℃之间,熔硫贮槽的空间温度在115℃以上。
由泵将熔硫打入硫磺雾化喷嘴,与经过干燥的空气混合而入炉燃烧。
燃烧的空气是由鼓风机送入硫酸干燥塔,使水分含量降低到0.1g/m3以下,再经过除沫后送至焚硫炉和转化器。
近年来为了节能,新设计的焚硫系统把鼓风机改设在干燥塔之后,使每吨酸能耗可降低10%左右。
在焚硫炉产生的炉气,温度在800~1000℃,SO2浓度在12%左右,经废热锅炉冷却到430℃左右,进入炉气过滤器,滤去杂质后与空气混合,使温度和SO2浓度都达到合适范围后进入转化器[12]。
为了防止杂质在过滤槽内沉降,在过滤槽内增设了搅拌器,这样几乎所有固体杂质都可在液硫过滤器内除去,从而大大减轻了过滤槽的清理难度并延长了清理周期。
对于采用机械过滤工艺的装,在熔硫槽后再设自然沉降槽的意义不大,一是因为沉降时间短,大部分的固体杂质还是要带人过滤槽内并在液硫过滤器中除去二是增加了土建、设备和厂房的投资三是流程加长,操作程序增多,运行费用增加。
出熔硫槽的液体硫成直接进人过滤槽,由过滤泵送人叶片式液硫过滤器过滤。
为了防止停泵时液硫过滤器出口管道内的液硫返流人液硫过滤器,破坏过滤器内的滤饼,同时也为了操作工人的安全,过滤后的液硫最好不要直接送人液硫储雄,而是先流人一低位中间槽,再由液硫泵送人液硫储旅储存。
如果熔硫槽为多台,也可将过滤槽分为两台就近布置,以增加整个熔硫装置操作的灵活性。
为节约用地,过滤槽、助滤槽和中间槽可以采用方形平底结构,并设计成一个整体,将叶片式过滤器布置在平台上,下部留有足够空间,以方便出渣和液硫排放。
2.2转化工段
转化一般采用进口催化剂、“3+1”两次转化工艺、“Ⅲ—Ⅱ”换热流程。
也有个别装里采用国产催化剂、“3+2”两次转化工艺。
总转化率均要求达到99.8%以上,一些装置要求转化率达到99.83%以上,放空尾气中SO2含量低于700mg/m3。
由于要求较高的转化率,一般催化剂的装填盆较大。
转化工序流程如图2-1:
1—一段省煤器;2—五段省煤器;3,7—省煤器;4—转化器;
5—第二换热器;6—第三换热器;8—焦炭过滤器
图2-1 转化工序流程图
2.2.1二氧化硫转化反应的基本原理
二氧化硫转化反应的方程式[13]
2SO2+O2触媒2SO3+Q
从上述反应方程式可以看出SO2转化反应的特点,这个反应为可逆、体积缩小、放热的反应[13]。
了解到这些特点我们可以确定一些具体的数学模型。
平衡转化率:
根据定义可以用下式表示:
XT=
(2-1)
反应平衡常数
Kp=
(2-2)
将(2-1)和(2-2)合并,便可以得到平衡转化率与平衡常数的关系式。
XT=
=
(2-3)
为了便于计算,我们把氧的平衡分压PO2换成SO2和氧的起始浓度。
氧的平衡分压:
P(O2T)=
(2-4)
将(4)式代入(3)则可得,
XT=
若要计算XT,我们可以用试差法求解。
式中:
P(SO2T)二氧化硫的平衡分压
P(SO3T)三氧化硫的平衡分压
P(O2T)氧气的平衡分压
XT平衡转化率(%)
Kp反应平衡常数
a二氧化硫的起始浓度(体积%)
b氧的起始浓度(%)
P气体总压力(大气压atm)
2.2.2二氧化硫转化三氧化硫工艺操作条件选择和选定理由
前面我们对硫酸工艺已有所了解,但各种操作有其自身的因素而定。
转化工艺的操作条件主要有三个:
转化反应的温度、转化反应的进气浓度以及转化器的通气量。
这就是转化操作的“三要素”,下面我们分述各个条件的选择理由。
2.2.2.1转化反应的温度
a.转化反应的温升情况
转化反应过程中放出的热量,使气体温度升高,它与气体中二氧化硫含量有关。
每段转化后气体温度升高情况可以用下式计算:
t=t0+λ(XT-X0)
式中:
t出触媒层的气体温度,℃
t0进触媒层的气体温度,℃
XT出触媒层的转化率
X0进触媒层的转化率
λ绝热系数,由转化反应过程中初始反应的气体浓度决定的,相当于转化率从0增加到100%的气体温度升高的度数。
λ=10.2a/Cv
式中:
aSO2的初始浓度,%
Cv平均温度下与转化率XT=0.5时的气体平均热容量,卡/米3·℃
采用平均温度为500℃,转化率为50%时,计算的二氧化硫浓度与λ值的关系如表2-1所示:
表2-1二氧化硫浓度与λ值的关系
SO2浓度%
λ
SO2浓度%
λ
SO2浓度%
λ
2
59
6
173
10
278
3
88
7
200
11
303
4
117
8
226
12
328
5
145
9
252
13
506
把λ值代入即可计算出一定的二氧化硫浓度和一定的转化率下,绝热反应过程中它温度升高值。
二氧化硫气体的反应热,即没有移走,也没有损失,全部用于加热触媒和反应气体本身。
这个过程称为绝热反应过程。
气体的温度升高,所列数据值叫绝热温升值。
知道这些值可以帮我们判断转化率和温度的数值是否正确。
我们知道了已知温差如何求转化率的方法。
反过来,我们知道转化率就可以求出温差。
运用这种方法,在一段出口温度不准超过600℃情况下,不同二氧化硫的进气
浓度,以平衡时的转化率算出一段进口的最高允许温度见列表2-2:
表2-2不同二氧化硫浓度下转化器一段进口的最高允许温度
进气浓度SO2%
5
6
7
7.5
8
9
10
一段进口最高允许温度℃
499
470
453
445
441
428
421
b.转化反应的最适宜温度
根据前面我们所述的转化反应和触媒的特性,选择转化操作的温度,应考虑以下几个要求:
1.要保证能获得较高的转化率
2.要保证在较快的反应速度下进行转化,以尽量减少触媒用量,或在一定量的触媒下能获得最大的生产能力。
3.要保证转化温度控制在触媒的活性温度范围之内,即应该将转化反应温度控制在触媒的起燃温度之上,耐热极限温度之下。
平衡转化率与反应速度对温度的关系是矛盾的,所以必须根据较高的转化率,又要有较快的反应速度的两全齐美的原则来选择一个最适宜的操作温度。
对于一定组分的进层都有一定的温度使反应速率最快,这个温度条件称为最适宜温度。
这个温度可以用下式来计算[14]:
T适=
式中:
XT转化率,%
a二氧化硫的浓度,%
b氧的浓度,%
我们如果把在某一种进气成分下的转化率与温度的关系作成图线,可看出平衡转化率与温度,转化率与最适宜温度以及平衡转化率与转化率的关系。
现在我们可以看一下进气组分在某种触媒下温度与转化率的关系图,如图2-2:
图2-2温度转化率图
从图中看出,平衡温度较适宜温度高。
但在温度越高低平衡转化率和实际转化率差数愈小,这主要是因为高温下的反应速度较低温时快,靠近平衡时反应速度变慢直到平衡时速度等于零。
我们要在较低的温度下以较高的反应速度进行,同时有较高的转化率。
这就要求我们在反应时移走能量。
2.2.2.2转化反应的进气浓度
进入转化器的二氧化硫浓度是控制转化操作中最重要的条件之一,它的波动将引起温度、转化率和系统生产能力的变化。
下面着重介绍几个问题的影响:
a.进气中二氧化硫浓度与温度的关系:
这个问题我们已在选择温度时作了解释,这里作图以便更清楚地了解其相互关系。
如图2-3
图2-3不同二氧化硫浓度下转化率每变化1%温度升高的关系
b.进气中二氧化硫浓度与转化率的关系:
从表2-3中我们可以看出,通过第一次吸收在气体中除去了SO3,氧硫比值大大提高,突破了原来的平衡关系,使转化率达到99%以上。
表2-3各段炉气SO2/O2比值同转化率的关系
项目
一次转化
二次转化
一段
二段
三段
四段
进
出
出
进
出
出
转化率%
60
80
96
99.5
气
体
组
成
SO2
9
3.7
1.87
2.02
0.405
0.011
O2
8.6
6.05
5.18
5.61
5.24
4.67
SO3
-
5.55
7.46
微
1.63
1.99
O2/SO2
0.955
1.63
2.77
2.78
12.8
4.44
O2/SO2+SO3
0.955
0.655
0.555
2.78
2.57
2.33
N2
82.4
84.7
85.6
92.5
92.8
93.4
c.进气的SO2浓度同生产能力的关系:
在一定的范围内,提高二氧化硫浓度,硫酸产量会增加,但转化率会下降。
.进气的SO2浓度同生产能力的关系见表2-4
表2-4进气的SO2浓度与产酸量转化率之间的关系
二氧化硫浓度%
产酸量的增加%
总转化率%
7.0
0
97.0
7.5
6.3
96.1
8.0
11.8
94.9
8.5
16.7
93.3
9.0
20.
- 配套讲稿:
如PPT文件的首页显示word图标,表示该PPT已包含配套word讲稿。双击word图标可打开word文档。
- 特殊限制:
部分文档作品中含有的国旗、国徽等图片,仅作为作品整体效果示例展示,禁止商用。设计者仅对作品中独创性部分享有著作权。
- 关 键 词:
- 翁了 撒旦