80万吨硫磺制酸工艺简介
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• 二、风机出
口空气压力 42KPa进入 干燥塔干燥 （硫酸吸收 空气中的水 份），这时 进入焚硫炉 的压力只有 40KPa。
干燥塔
• 一、干燥塔内
物料为空气和 98.5％硫酸， 填料215M3， 工作压力 0.035MPa， 温度48℃－ 60℃，塔上部 分酸槽内装有 瓷环，主要是 为了均匀布酸， 使酸与空气充 分接触而吸收 水份使空气干 燥。
• 三、干吸循环
槽115m3、常 压、温度70℃ 江苏庆峰环保 设备厂制造。
• 四、 吸阳极酸
保护冷却器换 热面积760m2， 兰州天华化工 设备厂制造
阳极酸保护冷却器
• 一、 吸阳极
酸保护冷却器 换热面积 760m2，介质 硫酸 、 水，
压力壳程 0.5MPa、管 程0.3MPa， 温度壳程 70/74℃，管 程32/40℃
• 二、炉气从塔
底与进硫入酸后中的SO水3 份接触生成 H收进2的入SO冷S4O，热2炉未换气吸热 器
冷热换热器 热热换热器
• 一、右为
冷热换热 器，进口 温度70℃， 出口温度 为320℃， 升温后进 入热热换 热器再次 升温至 420℃进入 转化器四 段。
• 二、SO2走
壳程，SO3 走管程。
转化器三段进、出口管
• 一、
三段进口
温度 440℃， 经转化后
温度升到 480℃， 进入冷热 换热器
冷热换热器
一、设备总 重：～ 238.02t、物 料：管程SO2 SO3炉气 壳程： SO2炉气、工 作温度：管程 进480℃ 出 320℃、壳程 进70℃ 出 320℃、工作 压力：管程 0.0178Mpa 壳程 0.0098Mpa、 换热面积： 5274m2。
2#省煤器
一、炉气流量： 203432NM3/h；进口 炉气温度：320℃ 出口炉气温度160℃ 进口炉气压15.8KPa 给水量 132000KG/h 给水压力 6.2MPa
给水进口温度 131℃ 给水出口温度 179℃
第一吸收塔
• 一、塔内物料
为S料O92381气％5体m、3，、S进填O2气、 温度160℃ 出口温度70℃
为了调节各段催化剂层气体进口温度，设置了必要的副线和阀 门。
2.3.1 焚硫工序工艺流图
2.3.2 转化工序工艺流程图
3、干燥、吸收、尾气脱硫的工艺流程
3.1 工艺流程叙述
3.1.1 干燥部分
空气由过滤器经鼓风机鼓入干燥塔，用98.5%的浓硫酸吸收空 气中的水分，再由塔顶的金属丝网除沫器除去水沫、酸沫,使出干 燥塔的气体水分含量小于0.1g/Nm³，酸雾小于0.03 g/Nm³，再送至 焚硫炉。出干燥塔的循环酸流入二吸酸循环槽，考虑到硫磺制酸的 特殊性，为简化工艺流程，提高设备效率，干燥酸、一吸酸酸浓相 近，使用一个槽上酸。
1.2 硫磺制酸的原理 （1）S+O2=SO2（雾化蒸发） （2）SO2+O2=SO3（转化反应 钒触媒的催化） （3）SO3+H2O=H2SO4（吸收塔）
1.3 硫磺制酸生产工艺流程图
2、焚硫转化工序工艺
2.1 生产原理
焚硫炉内硫磺的燃烧过程，首先是液硫喷枪出口的雾化蒸发过 程，硫磺蒸气与空气混合，在高温下达到硫磺的燃点时，气流中氧 与硫蒸气开始反应，生成二氧化硫后进行扩散，伴随反应放出热量。 由于热气流和热辐射给雾状液硫传热，因而使液硫继续蒸发。液硫 在周围气膜中的燃烧反应速度与其蒸发速度为控制因素，反应速度 随空气流速的增加而增加。因而改善雾化质量，增加空气气流的湍 动，提高空气的温度有利于液硫的蒸发，强化液硫的燃烧和改善焚 硫操作。
135℃－145℃
• 三、大连耐酸泵
厂制造，2开1备
废热锅炉
• 一、炉气进气
温度1100℃， 经一、二级降 温冷却到405℃ 进入转化器一
段，炉气压力 28.5KPa，进口 水温110℃，汽 包出汽温度255 ℃，烟气流速 67.3m/s，传热 面积1836m2。
• 二、锅炉内部
为炉气管，壳
程为水包，上 部为汽包，
转化器一段进、出口管
一、转化器一段 进口温度为410℃， SO2转化成SO3后 吸收热量，出口 管温度为590℃， 进入高温过热器。
二、转化器内装 触煤（V2O5）加 速SO2转化成SO3 进入高温过热器。
高温过热器
容器类别：二类；工作 压力：０．０３５ ＭＰa（壳程）/ ３．８２ＭＰa（管 程）；设计压力： ０．０５ＭＰa/ ４．０ＭＰa；水压 实验压力：８．５ ＭＰa（管程）；工 作温度：590 ℃ （进）/４４0（出） ℃/３１５（进）/ ４５０（出）℃烟 气量：２０６８９ ７ＮＭ３/h；过热 蒸气量：－１２０ t/h;主要受压元件材 料：Ｑ２３5；换热 面积：３０６７Ｍ ２（管程）；水容 积：１１．１Ｍ３ （管程）；炉气成 分：汽；烟气进口 压力：２２．５Ｋ Ｐa
温度升至460-480℃左右，依次经冷热换热器（E13102）和省煤 器Ⅱ（B13103）换热，温度降至170-190℃，进入第一吸收塔 (T1410)，与98%的浓硫酸接触吸收其中的三氧化硫，未被吸收的气 体通过塔顶的纤维除沫器除去其中的酸雾后，依次通过冷、热换热 器换热，利用转化二、三段的余热升温至410-415℃左右进入转化 器四段（R13101-4）催化剂床层进行转化，四段出口气体温度升至 440℃左右，依次经低温过热器（B13104）和省煤器Ⅰ（B13105） 换热，温度降至160-180℃，进入第二吸收塔（T14103），与98%浓 硫酸接触吸收其中的三氧化硫后，尾气通过塔顶的除沫器除去酸沫 （排放SO2浓度≤670mg/Nm3、酸雾≤42 mg/Nm3）后，进入脱硫塔洗 涤，洗涤排放S O2浓度≤100PPM，后经150米放空烟囱排放。
第二吸收塔
• 一、物料98
％硫酸SO3 SO2，全容 积215m3，温 度80-150℃。
• 二、未吸收
完的微量 SO2气体进 入脱硫塔洗 涤
脱硫塔
• 一、塔下部为
φ7.5m，上部 φ3.5m，总高 150m。
• 二、三台洗涤泵
型号LC200/410， 流量Q＝ 393.3m3/h，扬 程h＝28m，转速 n=1485r/min， 分三层洗涤
3.1.2 吸收部分
经第一次转化从省煤器Ⅱ出来的炉气进入第一吸收塔，用98.5% 的硫酸吸收炉气中的SO3，炉气经塔顶纤维除沫器除去酸雾后返回 转化四段进行二次转化。四段触媒转化后的SO3炉气经过低温过热器 、省煤器Ⅰ降温后进入第二吸收塔，由98.3%硫酸吸收其中的SO3。 尾气经塔顶纤维除沫器除雾后进入脱硫洗涤塔（用氨水作吸收剂） ,再经排气筒放空。吸收酸循环槽补加工艺水以调节酸浓。
• 三、用水、气氨
洗涤SO2生成亚 硫酸氨，供后系 统生产。
• 四、泵为襄樊五
二五厂生产
硫酸尾气塔
• 一、塔下部为
脱硫塔，标记
•
处为除雾洗涤 塔。
一吸 二吸塔
• 一、干燥泵
LSB1150－28、 流量Q＝ 1150m3、扬程h ＝28m、转速n ＝960r/min。
• 二、一吸泵
LSB1400－28、 流量Q＝ 1400m3、扬程h ＝28m、转速n ＝960r/min， 旅顺长城不锈 钢厂制造。
硫与氧的反应为：S+O2= SO2+Q
转化反应是借助钒触媒的催化作用,将SO2转化成SO3,并释放出 大量的热。
反应式为：SO2+ 1/2O2 SO3+Q
二氧化硫在固体触媒上转化为三氧化硫的过程，触媒的催化作 用可用以下几个步 骤加以解释：
A、触媒表面的活性中心吸附氧分子，使氧分子中的原子键断裂 而产生活泼的氧原子[O]；
• 二、工作原理：
壳程为阳极， 接线柱为阴极， 通电后在容器 内表面与硫酸 接触处形成一 层硬化漠起保 护作用。
• 三、兰州天华
化工设备厂制 造
一吸塔 二吸塔 干燥塔
• 一、二吸泵
LSB1150－28、 流量Q＝1 150m3、扬程h ＝28m、转速 n＝960r/min。
• 二、二吸循环
槽 80m3、常 压、内装浓硫
转化器二段进、出口
• 一、二段百度文库口
温度440℃， SO2二次转化后 温度升高至
520℃进入热热 换热器
二段出口 进入热热换热器
一、设备总重：～ 144t、物料：管 程SO2 SO3炉气 、 壳程：SO2炉气、 工作温度：管程 进520℃ 出 440℃、壳程进 320℃ 出440℃、 工作压力：管程 0.02Mpa 壳程： 0.009Mpa、换热 面积：2604m2。
80万吨硫磺制酸工艺流程及设备简介
1、硫酸的特性及硫磺制酸原理 2、焚硫转化工艺流程 3、干燥、吸收、尾气脱硫的工艺流程 4、主要设备简介
1 、硫酸的特性及硫磺制酸原理
1.1 硫酸的特性 硫酸分子式H2SO4，浓硫酸具有强烈的腐蚀性，成品
浓硫酸浓度为98.3％左右，硫酸是典型的强酸，浓硫酸还 具有强吸水性、脱水性、强氧化性等特性，检修时一但人 的身体部位粘上硫酸，将对人体产生强烈的腐蚀，储存过 硫酸的容器气割时必须进行清洗、置换及通风，否则气割 时产生氢气而发生爆炸。
5.6米，长18.804 米，钢制圆筒内 衬耐火砖和保温 砖。设置了二道 折流挡墙、二次 风、四个硫磺喷 嘴。
液硫泵及精硫池
• 一、底部为精硫
池，池上部安装 三台液硫泵
• 二、泵的形号
LGS25－70，流 量Q＝12m3/h、转 速n＝2900r/min， 扬程h=80m，液 硫喷入焚硫炉，
• 三、溶硫温度
3.1.3 尾气脱硫系统
二吸出来的尾气从脱硫塔底部进入，与脱硫塔上部喷淋的氨水 充分接触，吸收尾气中的二氧化硫，使二氧化硫降到100PPM以下再 通过150米烟囱排入大气。
3.2 工艺流程图
3.2.1 干吸工序工艺流程图
3.2.2 尾气脱硫工艺流程图
4、主要设备简介
汽轮机
• 一、中压蒸
进汽压力 3.43MPa(实 际开机只需 3.2MPa,蒸 汽出汽压力 0.69MPa
B、触媒表面的活性中心吸附二氧化硫分子； C、被吸附的二氧化硫分子和氧原子之间进行电子的重新排列化 合成为三氧化硫分子； D、三氧化硫分子从触媒表面上脱附下来，进入气相。
2.2 工艺流程叙述
来自熔硫工序的精制液硫，由液硫泵送至精硫泵槽（V1206)， 通过高压精硫泵(P12201)将液硫加压后经机械喷嘴喷入焚硫炉 (F13101)，焚硫所需的空气经空气鼓风机鼓入干燥塔(T14101)，在 干燥塔内与98%浓硫酸逆向接触，使空气中的水份被吸收，出塔的 空气水份含量小0.1g/Nm3，进入焚硫炉与硫蒸气混合燃烧生成含 10~11.5% SO2、0.3% SO3、温度在1100℃左右的的高温炉气，经 废热锅炉(B13101)回收热量后，温度降至410-415℃再进入转化一 段（R13101-1）催化剂床层进行转化后，出口温度升至610℃左右 ，进入高温过热器（B13102）降温至440℃进入转化器二段 (R13101-2）催化剂床层进行行反应，二段出口气体温度升至520550℃进入热热换热器（E13101）换热，温度降至440℃左右，进 入转化器三段（R13101—3）催化剂床层进行反应，三段出口气体
• 二、从风机来
的空气从塔底 进、塔顶出， 进入焚硫炉加 氧加压。
干燥塔内部结构
• 一、内部结构
分酸管、分酸 槽、瓷环
• 二、瓷环均匀
布酸
焚硫炉
• 一、物料为SO2、
SO3气体，重 517.195吨
• 二、初次开机炉
温应升至800℃， 液硫燃烧时温度 1100℃以下，炉 气进入废热锅炉。
• 三、炉膛内径约
酸，江苏庆峰
环保设备厂制 造。
热热换热器进四段
• 一、四段
进口温度 420℃，出 口温度 450℃进入 低温过热器
和1#省煤 器
低温过热器 1#省煤器
一、低温过热器属二 类容器，进口温度
450℃；出口温度 367℃；总换热面
积1458m2。
二、1#省煤器：炉气流量： 181218NM3/h；进口炉 气温度：367℃；出口 炉气温度：160℃进入 二吸塔；进口炉气压 力：6.5KPa；给水压 力：6.2MPa；给水进 口温度：110℃（低温 段）179℃（高温段）； 给水出口温度：131℃ （ 低温段）240℃ （高温段）
口空气压力 42KPa进入 干燥塔干燥 （硫酸吸收 空气中的水 份），这时 进入焚硫炉 的压力只有 40KPa。
干燥塔
• 一、干燥塔内
物料为空气和 98.5％硫酸， 填料215M3， 工作压力 0.035MPa， 温度48℃－ 60℃，塔上部 分酸槽内装有 瓷环，主要是 为了均匀布酸， 使酸与空气充 分接触而吸收 水份使空气干 燥。
• 三、干吸循环
槽115m3、常 压、温度70℃ 江苏庆峰环保 设备厂制造。
• 四、 吸阳极酸
保护冷却器换 热面积760m2， 兰州天华化工 设备厂制造
阳极酸保护冷却器
• 一、 吸阳极
酸保护冷却器 换热面积 760m2，介质 硫酸 、 水，
压力壳程 0.5MPa、管 程0.3MPa， 温度壳程 70/74℃，管 程32/40℃
• 二、炉气从塔
底与进硫入酸后中的SO水3 份接触生成 H收进2的入SO冷S4O，热2炉未换气吸热 器
冷热换热器 热热换热器
• 一、右为
冷热换热 器，进口 温度70℃， 出口温度 为320℃， 升温后进 入热热换 热器再次 升温至 420℃进入 转化器四 段。
• 二、SO2走
壳程，SO3 走管程。
转化器三段进、出口管
• 一、
三段进口
温度 440℃， 经转化后
温度升到 480℃， 进入冷热 换热器
冷热换热器
一、设备总 重：～ 238.02t、物 料：管程SO2 SO3炉气 壳程： SO2炉气、工 作温度：管程 进480℃ 出 320℃、壳程 进70℃ 出 320℃、工作 压力：管程 0.0178Mpa 壳程 0.0098Mpa、 换热面积： 5274m2。
2#省煤器
一、炉气流量： 203432NM3/h；进口 炉气温度：320℃ 出口炉气温度160℃ 进口炉气压15.8KPa 给水量 132000KG/h 给水压力 6.2MPa
给水进口温度 131℃ 给水出口温度 179℃
第一吸收塔
• 一、塔内物料
为S料O92381气％5体m、3，、S进填O2气、 温度160℃ 出口温度70℃
为了调节各段催化剂层气体进口温度，设置了必要的副线和阀 门。
2.3.1 焚硫工序工艺流图
2.3.2 转化工序工艺流程图
3、干燥、吸收、尾气脱硫的工艺流程
3.1 工艺流程叙述
3.1.1 干燥部分
空气由过滤器经鼓风机鼓入干燥塔，用98.5%的浓硫酸吸收空 气中的水分，再由塔顶的金属丝网除沫器除去水沫、酸沫,使出干 燥塔的气体水分含量小于0.1g/Nm³，酸雾小于0.03 g/Nm³，再送至 焚硫炉。出干燥塔的循环酸流入二吸酸循环槽，考虑到硫磺制酸的 特殊性，为简化工艺流程，提高设备效率，干燥酸、一吸酸酸浓相 近，使用一个槽上酸。
1.2 硫磺制酸的原理 （1）S+O2=SO2（雾化蒸发） （2）SO2+O2=SO3（转化反应 钒触媒的催化） （3）SO3+H2O=H2SO4（吸收塔）
1.3 硫磺制酸生产工艺流程图
2、焚硫转化工序工艺
2.1 生产原理
焚硫炉内硫磺的燃烧过程，首先是液硫喷枪出口的雾化蒸发过 程，硫磺蒸气与空气混合，在高温下达到硫磺的燃点时，气流中氧 与硫蒸气开始反应，生成二氧化硫后进行扩散，伴随反应放出热量。 由于热气流和热辐射给雾状液硫传热，因而使液硫继续蒸发。液硫 在周围气膜中的燃烧反应速度与其蒸发速度为控制因素，反应速度 随空气流速的增加而增加。因而改善雾化质量，增加空气气流的湍 动，提高空气的温度有利于液硫的蒸发，强化液硫的燃烧和改善焚 硫操作。
135℃－145℃
• 三、大连耐酸泵
厂制造，2开1备
废热锅炉
• 一、炉气进气
温度1100℃， 经一、二级降 温冷却到405℃ 进入转化器一
段，炉气压力 28.5KPa，进口 水温110℃，汽 包出汽温度255 ℃，烟气流速 67.3m/s，传热 面积1836m2。
• 二、锅炉内部
为炉气管，壳
程为水包，上 部为汽包，
转化器一段进、出口管
一、转化器一段 进口温度为410℃， SO2转化成SO3后 吸收热量，出口 管温度为590℃， 进入高温过热器。
二、转化器内装 触煤（V2O5）加 速SO2转化成SO3 进入高温过热器。
高温过热器
容器类别：二类；工作 压力：０．０３５ ＭＰa（壳程）/ ３．８２ＭＰa（管 程）；设计压力： ０．０５ＭＰa/ ４．０ＭＰa；水压 实验压力：８．５ ＭＰa（管程）；工 作温度：590 ℃ （进）/４４0（出） ℃/３１５（进）/ ４５０（出）℃烟 气量：２０６８９ ７ＮＭ３/h；过热 蒸气量：－１２０ t/h;主要受压元件材 料：Ｑ２３5；换热 面积：３０６７Ｍ ２（管程）；水容 积：１１．１Ｍ３ （管程）；炉气成 分：汽；烟气进口 压力：２２．５Ｋ Ｐa
温度升至460-480℃左右，依次经冷热换热器（E13102）和省煤 器Ⅱ（B13103）换热，温度降至170-190℃，进入第一吸收塔 (T1410)，与98%的浓硫酸接触吸收其中的三氧化硫，未被吸收的气 体通过塔顶的纤维除沫器除去其中的酸雾后，依次通过冷、热换热 器换热，利用转化二、三段的余热升温至410-415℃左右进入转化 器四段（R13101-4）催化剂床层进行转化，四段出口气体温度升至 440℃左右，依次经低温过热器（B13104）和省煤器Ⅰ（B13105） 换热，温度降至160-180℃，进入第二吸收塔（T14103），与98%浓 硫酸接触吸收其中的三氧化硫后，尾气通过塔顶的除沫器除去酸沫 （排放SO2浓度≤670mg/Nm3、酸雾≤42 mg/Nm3）后，进入脱硫塔洗 涤，洗涤排放S O2浓度≤100PPM，后经150米放空烟囱排放。
第二吸收塔
• 一、物料98
％硫酸SO3 SO2，全容 积215m3，温 度80-150℃。
• 二、未吸收
完的微量 SO2气体进 入脱硫塔洗 涤
脱硫塔
• 一、塔下部为
φ7.5m，上部 φ3.5m，总高 150m。
• 二、三台洗涤泵
型号LC200/410， 流量Q＝ 393.3m3/h，扬 程h＝28m，转速 n=1485r/min， 分三层洗涤
3.1.2 吸收部分
经第一次转化从省煤器Ⅱ出来的炉气进入第一吸收塔，用98.5% 的硫酸吸收炉气中的SO3，炉气经塔顶纤维除沫器除去酸雾后返回 转化四段进行二次转化。四段触媒转化后的SO3炉气经过低温过热器 、省煤器Ⅰ降温后进入第二吸收塔，由98.3%硫酸吸收其中的SO3。 尾气经塔顶纤维除沫器除雾后进入脱硫洗涤塔（用氨水作吸收剂） ,再经排气筒放空。吸收酸循环槽补加工艺水以调节酸浓。
• 三、用水、气氨
洗涤SO2生成亚 硫酸氨，供后系 统生产。
• 四、泵为襄樊五
二五厂生产
硫酸尾气塔
• 一、塔下部为
脱硫塔，标记
•
处为除雾洗涤 塔。
一吸 二吸塔
• 一、干燥泵
LSB1150－28、 流量Q＝ 1150m3、扬程h ＝28m、转速n ＝960r/min。
• 二、一吸泵
LSB1400－28、 流量Q＝ 1400m3、扬程h ＝28m、转速n ＝960r/min， 旅顺长城不锈 钢厂制造。
硫与氧的反应为：S+O2= SO2+Q
转化反应是借助钒触媒的催化作用,将SO2转化成SO3,并释放出 大量的热。
反应式为：SO2+ 1/2O2 SO3+Q
二氧化硫在固体触媒上转化为三氧化硫的过程，触媒的催化作 用可用以下几个步 骤加以解释：
A、触媒表面的活性中心吸附氧分子，使氧分子中的原子键断裂 而产生活泼的氧原子[O]；
• 二、工作原理：
壳程为阳极， 接线柱为阴极， 通电后在容器 内表面与硫酸 接触处形成一 层硬化漠起保 护作用。
• 三、兰州天华
化工设备厂制 造
一吸塔 二吸塔 干燥塔
• 一、二吸泵
LSB1150－28、 流量Q＝1 150m3、扬程h ＝28m、转速 n＝960r/min。
• 二、二吸循环
槽 80m3、常 压、内装浓硫
转化器二段进、出口
• 一、二段百度文库口
温度440℃， SO2二次转化后 温度升高至
520℃进入热热 换热器
二段出口 进入热热换热器
一、设备总重：～ 144t、物料：管 程SO2 SO3炉气 、 壳程：SO2炉气、 工作温度：管程 进520℃ 出 440℃、壳程进 320℃ 出440℃、 工作压力：管程 0.02Mpa 壳程： 0.009Mpa、换热 面积：2604m2。
80万吨硫磺制酸工艺流程及设备简介
1、硫酸的特性及硫磺制酸原理 2、焚硫转化工艺流程 3、干燥、吸收、尾气脱硫的工艺流程 4、主要设备简介
1 、硫酸的特性及硫磺制酸原理
1.1 硫酸的特性 硫酸分子式H2SO4，浓硫酸具有强烈的腐蚀性，成品
浓硫酸浓度为98.3％左右，硫酸是典型的强酸，浓硫酸还 具有强吸水性、脱水性、强氧化性等特性，检修时一但人 的身体部位粘上硫酸，将对人体产生强烈的腐蚀，储存过 硫酸的容器气割时必须进行清洗、置换及通风，否则气割 时产生氢气而发生爆炸。
5.6米，长18.804 米，钢制圆筒内 衬耐火砖和保温 砖。设置了二道 折流挡墙、二次 风、四个硫磺喷 嘴。
液硫泵及精硫池
• 一、底部为精硫
池，池上部安装 三台液硫泵
• 二、泵的形号
LGS25－70，流 量Q＝12m3/h、转 速n＝2900r/min， 扬程h=80m，液 硫喷入焚硫炉，
• 三、溶硫温度
3.1.3 尾气脱硫系统
二吸出来的尾气从脱硫塔底部进入，与脱硫塔上部喷淋的氨水 充分接触，吸收尾气中的二氧化硫，使二氧化硫降到100PPM以下再 通过150米烟囱排入大气。
3.2 工艺流程图
3.2.1 干吸工序工艺流程图
3.2.2 尾气脱硫工艺流程图
4、主要设备简介
汽轮机
• 一、中压蒸
进汽压力 3.43MPa(实 际开机只需 3.2MPa,蒸 汽出汽压力 0.69MPa
B、触媒表面的活性中心吸附二氧化硫分子； C、被吸附的二氧化硫分子和氧原子之间进行电子的重新排列化 合成为三氧化硫分子； D、三氧化硫分子从触媒表面上脱附下来，进入气相。
2.2 工艺流程叙述
来自熔硫工序的精制液硫，由液硫泵送至精硫泵槽（V1206)， 通过高压精硫泵(P12201)将液硫加压后经机械喷嘴喷入焚硫炉 (F13101)，焚硫所需的空气经空气鼓风机鼓入干燥塔(T14101)，在 干燥塔内与98%浓硫酸逆向接触，使空气中的水份被吸收，出塔的 空气水份含量小0.1g/Nm3，进入焚硫炉与硫蒸气混合燃烧生成含 10~11.5% SO2、0.3% SO3、温度在1100℃左右的的高温炉气，经 废热锅炉(B13101)回收热量后，温度降至410-415℃再进入转化一 段（R13101-1）催化剂床层进行转化后，出口温度升至610℃左右 ，进入高温过热器（B13102）降温至440℃进入转化器二段 (R13101-2）催化剂床层进行行反应，二段出口气体温度升至520550℃进入热热换热器（E13101）换热，温度降至440℃左右，进 入转化器三段（R13101—3）催化剂床层进行反应，三段出口气体
• 二、从风机来
的空气从塔底 进、塔顶出， 进入焚硫炉加 氧加压。
干燥塔内部结构
• 一、内部结构
分酸管、分酸 槽、瓷环
• 二、瓷环均匀
布酸
焚硫炉
• 一、物料为SO2、
SO3气体，重 517.195吨
• 二、初次开机炉
温应升至800℃， 液硫燃烧时温度 1100℃以下，炉 气进入废热锅炉。
• 三、炉膛内径约
酸，江苏庆峰
环保设备厂制 造。
热热换热器进四段
• 一、四段
进口温度 420℃，出 口温度 450℃进入 低温过热器
和1#省煤 器
低温过热器 1#省煤器
一、低温过热器属二 类容器，进口温度
450℃；出口温度 367℃；总换热面
积1458m2。
二、1#省煤器：炉气流量： 181218NM3/h；进口炉 气温度：367℃；出口 炉气温度：160℃进入 二吸塔；进口炉气压 力：6.5KPa；给水压 力：6.2MPa；给水进 口温度：110℃（低温 段）179℃（高温段）； 给水出口温度：131℃ （ 低温段）240℃ （高温段）