一种含硫化氢废气湿法制硫酸的方法
【专利摘要】一种含硫化氢废气湿法制硫酸的方法，属于环境保护中废气治理和化工生产的【技术领域】。含硫化氢废气首先用质量分数30%~50%稀硫酸脱除氮化合物，再送入焚烧炉，加入预热空气维持700~1000℃燃烧温度和还原/氧化气氛，使硫化氢和其他可燃组分充分燃烧，并减少氮氧化物生成量。焚烧炉出口高温气体送入中压废热锅炉回收热量副产饱和蒸汽。废热锅炉出口含二氧化硫烟气直接送入转化器，经过一次转化生成含三氧化硫和水蒸气的烟气。转化器内反应热用换热设备及时移出。转化器出口烟气送入至少一级冷凝器管程，冷凝器壳程则通入适量空气作为冷却介质。冷凝器底部流出的高温浓硫酸经脱盐水预热器和酸冷却器回收热能。冷凝器出口尾气进入脱硫塔除去二氧化硫和氮氧化物。
【专利说明】一种含硫化氢废气湿法制硫酸的方法
【技术领域】
[0001]本发明属于环境保护中废气治理和化工生产的【技术领域】，具体涉及一种含硫化氢废气湿法制硫酸的方法。
技术背景 [0002]含硫化氢废气一般在石油炼制、天然气净化、炼焦、煤气化及粘胶纤维生产等过程中产生。含硫化氢废气有时还含有羰基硫、二硫化碳、氨等组分。由于硫化氢剧毒且易燃易爆，因此这种气体不能直接排放到大气中，必须加以处理。处理含硫化氢废气的常规方法有克劳斯法回收硫磺，或采用湿法或干法工艺生产硫酸等。克劳斯法工艺流程长、设备投资大，由于受工艺条件限制，即使采用带SCOT法等尾气处理系统的克劳斯法硫回收装置，尾气也很难达标排放，需另外设置碱吸收尾气处理系统。对于处理量较小的含硫化氢废气，或者是废气中含较多量的二硫化碳、羰基硫时，采用克劳斯法操作难度大且不太经济。
[0003]干法制酸工艺一般采用普通空气作为助燃剂和氧化剂，将气体中的硫化氢及氨、烃类等氧化为二氧化硫、氮气和二氧化碳，1000°c左右的二氧化硫气体进废热锅炉回收热、净化系统洗涤降温后，在钒催化剂作用下将二氧化硫转化为三氧化硫，经浓硫酸或发烟硫酸吸收生成产品酸。该法的工艺流程长、设备投资大、热能回收效率低，虽然技术较为成熟，但使用的也不普遍。
[0004]湿法制酸技术则是将含水蒸气的焚烧气直接在钒催化剂上反应，将二氧化硫转化为三氧化硫。含水蒸气的转化气经降温冷凝后直接生产成品酸。该法具有工艺流程短、设备投资少、热能回收效率高，基本无废水、废渣排放等优点，已越来越受到重视。
[0005]关于含硫化氢废气湿法制酸在以下专利被公开。中国专利CN89103752.7、CN200410047016.4、CN200710010968.2、CN200710010969.7、CN200910176353.6、CN200910032937.6、CN201110184128.4中公开了硫化氢湿法制硫酸的方法和设备。上述专利公开的方法，存在以下问题:
(I)尾气酸雾和二氧化硫含量很容易超标，虽然设置了硅油燃烧器或电除雾器等控制手段，但酸雾指标仍难有效控制；同时，由于采用的是一次转化工艺，二氧化硫总转化率只有99%左右。因此，难以达到即将实施的硫化氢制酸尾气二氧化硫排放浓度限值400mg/m3、酸雾排放浓度限值30mg/m3的新标准要求。上述专利均未能提出解决尾气二氧化硫和酸雾超标的有效办法。
[0006](2)含硫化氢废气中通常含有氨及其他氮化合物，同时助燃空气中带入大量氮气；在1100°C左右高温下焚烧时产生大量热力型和燃料型氮氧化物。湿法制酸中氮氧化物一部分进入成品酸中，使得成品酸氮氧化物可能高达0.3% ;另一部分氮氧化物则随尾气排出系统，有可能导致尾气氮氧化物超标，有时甚至冒黄烟。上述专利未能提出脱除氮氧化物的有效办法。
[0007](3)转化气采用熔盐或蒸汽间接换热降温，熔盐系统易发生堵塞。用4.(Te.0MPa高压蒸汽作为换热介质时，高压蒸汽对冷却管的材质有很高要求；并且，转化器内置冷却管易发生露点腐蚀而泄漏，影响正常生产。
[0008]发明人提出一种含硫化氢废气湿法制硫酸的技术，同时采取措施抑制或减少制酸中氮氧化物和酸雾的产生。迄今为止，尚未见到上述方法的发明专利和研究文献等报道。
【发明内容】
[0009]本发明的目的是为解决现有含硫化氢废气湿法制酸尾气二氧化硫、氮氧化物和酸雾易超标，余热回收设备面临压力等级高、制造操作难度大、易受露点腐蚀等问题，而提供的一种利用稀硫酸预先脱氨、还原/氧化焚烧控制氮氧化物生成量，热管换热设备减轻设备露点腐蚀的可能性，同时，采取尾气脱硫脱硝手段进一步脱除尾气中的二氧化硫、酸雾氮氧化物的方法。该技术具有技术成熟、投资少、能耗低、生产成本低、硫回收率高、二氧化硫和氮氧化物去除率高等优点，适合企业工业化生产。
[0010]本发明是按如下技术方案实现的:
鉴于大多数含硫化氢废气含氨，先将含硫化氢废气送入原料气脱氨系统。用质量分数30%~50%稀硫酸吸收原料气中的氮化合物(主要是氨)，然后用空气气提出吸收液中溶解的硫化氢并加以回收。富集到质量分数30%~40%的硫酸铵溶液移出系统，用制酸系统副产蒸汽蒸发浓缩制得固体硫酸铵产品。如果含硫化氢废气中不含氨，原料气直接旁路去后续焚烧炉。
[0011]将含硫化氢废气及预热空气送入焚烧炉内，维持70(Tl000°C燃烧温度和还原/氧化气氛，使硫化氢和其他可燃组分充分燃烧，并减少氮氧化物生成量。焚烧炉出口高温气体送入中压余热锅炉，回收热量副产饱和蒸汽。余热锅炉出口含二氧化硫烟气直接送入转化器。
[0012]在转化器内，二氧化硫与湿法制酸钒催化剂接触反应，经过一次转化，生成含三氧化硫和水蒸气的烟气。转化器内反应热用换热设备及时移出。
[0013]转化器出口烟气直接送入至少一级冷凝器管程，冷凝器壳程则通入适量空气作为冷却介质。冷凝器出口预热空气分两部分，一部分送焚烧炉用作助燃空气；另一部分送入烟囱前尾气管道中，以提高尾气浮力。
[0014]采用一次转化工艺，冷凝器出口尾气进入尾吸塔，塔顶喷淋适量的吸收液，将尾气中的二氧化硫转化为硫酸、氮氧化物转化为硝酸，从而有效脱除。尾吸塔出口气体经除雾后与预热空气混合后送烟?排空。冷凝器底部流出的高温浓硫酸经脱盐水预热器和酸冷却器回收热能，降温后送入成品酸储罐储存。
[0015]一般地，本发明方法包括以下主要步骤:
Ca)含硫化氢废气送入原料气脱氨系统。所述原料气脱氨系统由一台洗涤吸收塔和一台脱气塔组成，也可以是采用洗涤吸收塔在上、脱气塔在下的组合塔形式。所述含硫化氢废气从下部进入所述洗涤吸收塔，与塔顶喷淋的质量分数30%~50%稀硫酸逆流接触，将气体中的氮化合物(主要是氨)洗涤下来。洗涤吸收液可以循环洗涤，为防止硫酸铵结晶堵塞管道和设备，需控制循环吸收液中硫酸铵质量分数在30%~40%。一旦循环吸收液中硫酸铵质量分数达到40%，立即将溶液送去蒸发浓缩装置，利用后续制酸系统副产的低压蒸汽作为硫酸铵浓缩热源，生成固体硫酸铵产品。硫酸铵浓缩结晶中副产水返回原料气脱氨系统用作稀释水。如果含硫化氢废气中不含氨，原料气直接旁路去后续焚烧炉。[0016](b)含硫化氢废气由炉头进入焚烧炉。所述焚烧炉为卧式结构，包括炉头、还原段、氧化段和烟气出口等部分。20(T25(TC的预热空气分两路进入所述焚烧炉，一路(约占总气量的70%~90%)从炉头进入，维持所述焚烧炉前部为还原气氛(即还原段)，温度70(Tl00(rC，优选温度90(Ti00(rc，以减少燃烧型和热力型氮氧化物的生成量；另一路(约占总气量的10%~309Ο从炉中部进入，维持所述焚烧炉后部为氧化气氛(即氧化段)，温度110(Tl30(rC，优选温度ii0(Ti20(rc，以保证所述含硫废气中的可燃组分完全燃烧。当所述焚烧炉内燃烧温度低时(如小于700°c)需要补充辅助燃料。所述辅助燃料包括但不仅限于天然气、焦炉气、瓦斯气、煤气和硫磺,所述辅助燃料由炉头送入所述焚烧炉。
[0017](C)所述焚烧炉烟气出口出来的100(Tl25(TC的高温烟气进入一台卧式余热锅炉。所述余热锅炉汽包压力在2.5^4.0MPa，优选4.0MPa中压热管锅炉，以免与烟气接触的金属发生露点腐蚀。所述余热锅炉出口温度降至39(T430°C的烟气直接进入转化器。
[0018](d)在所述转化器内，二氧化硫与专用湿法制酸钒催化剂接触反应，生成含三氧化硫和水蒸气的转化气，控制转化器进口烟气氧气和二氧化硫体积分数比在0.9^1.5。所述转化器采用2~3段催化剂床层。
[0019](e)(转化器中第一段催化剂床层装填普通湿法钒催化剂，如有需要也可在上部装填适量湿法含铯催化剂；最后一段催化剂床层装填普通湿法钒催化剂，如有需要也可全部装填湿法含铯催化剂。所述转化器催化剂床层后设有热管换热器，通过加热饱和蒸汽或锅炉水的方式将催化剂床层反应热及时移出。
[0020]f)对于2段催化剂床层转化器。第一段催化剂床层出口 50(T60(TC烟气进入一台内置或外置热管换热器(即I换热器)，与所述余热锅炉或II换热器来的饱和蒸汽换热，烟气温度降至40(T42(TC进入第二段催化剂床层继续反应。第二段催化剂床层出口440^480 °C烟气进入一台内置或外置热管换热器(即II换热器)，通过加热锅炉给水(或饱和蒸汽)的方式将烟气温度降至该转化气露点温度以上1(T30°C，随后转化气进入后续冷凝器。预热后锅炉给水送入所述锅炉汽包。露点温度以上1(T30°C是指，露点温度tfKTC至露点温度tQ+30°C。`
[0021](g)对于3段催化剂床层转化器。第一段催化剂床层出口 50(T6(KrC烟气进入一台内置或外置热管换热器(即I换热器)，与所述余热锅炉或II换热器来的饱和蒸汽换热，烟气温度降至40(T42(TC进入第二段催化剂床层继续反应。第二段催化剂床层出口44(T480°C烟气进入一台内置或外置热管换热器(即II换热器)，通过加热饱和蒸汽的方式将烟气温度降至39(T420°C进入第三段催化剂床层继续反应。第三段催化剂床层出口40(T43(TC的转化气进入一台内置或外置热管换热器(即III换热器)，通过加热锅炉给水的方式将烟气温度降至该转化气露点温度以上1(T30°C，随后转化气进入后续冷凝器。预热后锅炉给水送入所述锅炉汽包。随后转化气进入后续冷凝器。预热后锅炉给水送入所述锅炉汽包。
[0022](h)所述冷凝器为耐酸型列管式降膜冷凝器，所述冷凝器换热管可以是内涂搪瓷螺旋槽式钢管，或者是石英玻璃管或高硼硅玻璃管。所述冷凝器内热烟气走管程，冷却空气走壳程。所述进入转化气露点温度以上1(T30°C的热转化气进入所述冷凝器，与经一台空气过滤器过滤的常温空气逆向流动换热。所述冷凝器出口预热后空气分两路，一路(约占总气量的30%~50%)送所述焚烧炉用作助燃空气，另一路(约占总气量的50%~70%)送入烟囱前尾气管道中，将尾气温度由5(T60°C提高到7(T90°C，以提高尾气浮力。
[0023](i)所述冷凝器出口 80-100?气体进入一台尾吸塔，塔顶喷淋适量的循环吸收液，将尾气中的二氧化硫转化为硫酸、氮氧化物转化为硝酸。所述循环吸收液可以是质量分数30%~40%的双氧水，或者是过硫酸溶液。所述尾吸塔出口洁净气体经酸雾控制器除雾后，再由引风机送入烟囱排空。尾吸塔循环酸槽排出的质量分数40%~60%硫酸及酸雾控制器收集的冷凝液一并送入所述原料气脱氨系统，用作氨洗涤吸收酸。
[0024](j)所述冷凝器底部加入适量酸冷却器出口 3(T40°C浓硫酸，将所述冷凝器出口酸温调至io(Ti5(rc汇集到储酸槽，再用泵送入一台脱盐水预热器，通过加热脱盐水的方式将硫酸温度降至6(T80°C。所述脱盐水预热器出口硫酸进入一台所述酸冷却器，利用循环冷却水将硫酸温度冷却至3(T40°C。所述酸冷却器出口 3(T40°C、质量分数97%~99%的浓硫酸分两路，一路送入所述冷凝器底部用作混酸降温；另一路送入成品酸储罐储存。
[0025]本发明方法将原料气脱氨，含硫化氢废气湿法转化与双氧水(或过硫酸)脱硫脱硝有机结合，采用卧式热管余热锅炉气-液换热、热管换热器气-汽换热活或气-液换热、冷凝器气-气换热、脱盐水预热器液-液换热等高能效热回收方式，最大限度地回收硫资源和热能资源的同时，通过特殊设计和选材有效避免了气体露点腐蚀和高温浓硫酸、稀硫酸的腐蚀。此外，采用原料气脱氨系统和还原/氧化两段焚烧工艺可以最大限度地减少氮氧化物生成量。
[0026]制酸中采用卧式热管余热锅炉回收焚烧气高温热能，采用热管换热器回收转化气中温热能，采用冷凝器和脱盐水预热器回收热冷凝酸低温热能，既可有效避免不正常操作或开停车时可能存在的换热管露点腐蚀问题，而且热能回收效率大大提高。特别是采用设置脱盐水预热器回收冷凝器出口 25(T270°C浓硫酸热能的方式，既可进一步提高了装置热能回收效率，又减少了循环冷却水用量。一次转化工艺的总转化率可达99.2%，配套以双氧水或过硫酸为吸收剂的尾吸塔，总硫回收率可达99.9%。
`[0027]与常规湿法制酸工艺相比，本发明方法具有投资省、能耗低、副产蒸汽多、尾气二氧化硫、酸雾和氮氧化物可达标排放等优点。
[0028]本发明的有益效果:本发明高效回收利用硫、氮资源的同时，充分利用了制酸过程的余热资源，使得生产成本更低、资源利用效率更高。通过采用一次转化+尾气脱硫或两次转化工艺，有效减少了制酸尾气二氧化硫、酸雾和氮氧化物污染问题。该技术具有良好的环保效益和社会效益，也能获得一定的经济效益。
【专利附图】
【附图说明】
[0029]图1为一种含硫化氢废气湿法制硫酸的方法实施例一的工艺流程图。
[0030]图中:I缓冲罐，2氨吸收塔，3气提塔，4焚烧炉，5汽包，6废热锅炉，7转化器，8 II换热器，9 I换热器，10 III换热器，11燃烧风机，12冷凝器，13空气过滤器，14空气风机，15尾吸塔，16酸雾控制器，17循环酸槽，18，成品酸罐，19酸冷却器，20脱盐水预热器。
【具体实施方式】
[0031]下面结合附图和具体实施例对本发明作进一步说明。
[0032]本发明实施例具体采用如下工艺流程:图1中含硫化氢废气经设备I稳定至一定压力后送入设备2，与塔顶喷淋的稀硫酸逆流接触，将含硫化氢废气中的氨洗涤除去。洗涤液流入设备3，通入空气将洗涤液中的硫化氢气提出来。气提气混入设备2出口气体，再送入设备4焚烧。设备3出来的硫酸铵溶液送去蒸发浓缩生产固体产品。设备11送来的助燃空气进入设备4焚烧，如有需要(如燃烧温度过低、焚烧炉出口二氧化硫浓度过低等)向设备4内补充适当辅助燃料。设备4出口 100(Tl25(TC高温烟气进入设备6，设备6出口 39(T430°C的烟气直接进入设备7，依次经过2~3段催化转化后，设备7出口 40(T43(TC烟气进入设备10预热锅炉给水，降温至265~285°C的烟气进入设备12，与来自设备13来的冷却空气换热冷凝成酸。设备12出口80-100?气体进入设备15用吸收液脱硫脱硝后，再经设备16脱除酸雾，设备16出口洁净尾气与设备12来的预热空气混合后送烟囱排空。设备12出口 15(T250°C预热空气一路进设备11，一路进设备16后管道。设备12底部出来的高温浓硫酸依次进设备20，19换热降温，最后送入设备18储存。设备17，16来的稀硫酸送入设备2用作洗涤液。
[0033]例I。某3段转化湿法制酸装置，配套双氧水脱硫系统。处理含硫化氢废气量2047m3/h，H2S体积分数24%。进焚烧炉200°C助燃空气量7100m3/h，燃料气37t/h，燃烧温度在85(Tl000°C。进转化器气体SO2体积分数1.5%~1.6%，O2体积分数3%~4%，H2O体积分数6%~8%，其余为氮气和二氧化碳。冷凝器冷却风量23000m3/h。制酸装置总转化率92%，硫回收利用率99.5%, w (H2S04 ) 98%硫酸产量19600t/a，外排脱硫烟气SO2浓度在100mg/m3以下，硫酸雾浓度在20 mg/m3以下，氮氧化物浓度在50mg/m3以下。425°C中压蒸汽产量约
4.7t/h，吨酸电耗约90kWh。
[0034]例2。某2段转化湿法制酸装置。处理两种含硫化氢废气，一种是贫气，流量22000m3/h,H2S+CS215g/m3 ;另一种是富气，流量 750m3/h，H2S+CS21185g/m3。焚烧炉燃烧温度在90(Tll00°C。进转化器气体SO2体积分数0.6%~Ο.8%，O2体积分数4%~5%，H2O体积分数3%~4%，其余为氮气和二氧化碳。制酸装置总转化率90%，硫回收利用率99.4%，#(H2SO4)98%硫酸产量28000t/a，外排脱硫烟气SO2浓度在100mg/m3以下，硫酸雾浓度在20mg/m3以下，氮氧化物浓度在50 mg/m3以下。330°`C、40MPa中压蒸汽产量约6.7t/h，吨酸电耗约88kWh。
[0035]例3。某3段转化湿法制酸装置。处理含硫化氢废气流量5000m3/h，组分=H2S体积分数66.0%，CO2体积分数20.0%，N2体积分数10.0%，有机物体积分数3.0%，NH3体积分数
1.0%。出焚烧炉气体温度在1100°C左右，组分为SO2体积分数7.4%，O2体积分数8.0%，H2O体积分数12.0%，其余为氮气和二氧化碳。制酸装置总转化率99.8%，硫回收利用率99.6%，w (H2SO4)98%硫酸产量115000t/a，外排脱硫烟气SO2浓度在100mg/m3以下，硫酸雾浓度在20mg/m3以下，氮氧化物浓度在50mg/m3以下。330°C、40MPa中压蒸汽产量约50t/h，吨酸电耗约95kWh。
[0036]本发明实施例中，转化率在99%以上，脱硫效率在95%以上，脱硝效率95%以上，硫回收利用率在99%以上，成品硫酸品质达到国家工业硫酸优等品指标。充分回收利用制酸过程余热，生产过程中基本无废酸、废水、废渣排放，制酸尾气经脱硫处理后达标排放。
[0037]最后应说明的是:以上实施例仅用以说明本发明的技术方案，而非对其限制。尽管参照前述实施例对发明进行了详细的说明，本领域的普通技术人员应当理解:其依然可以对前述各实施例所记载的技术方案进行修改，或者对其中部分技术特征进行等同替换；而这些修改或替换，并不使技术方案的本质脱离本发明各实施例技术方案的精神和范围。
【权利要求】
1.一种含硫化氢废气湿法制硫酸的方法，其特征在于，包括以下连续步骤: 将含硫化氢废气送入原料气脱氨系统，用稀硫酸吸收原料气中的氮化合物，然后用空气气提出吸收液中溶解的硫化氢并加以回收；将富集到质量分数30%~40%的硫酸铵溶液移出系统，用制酸系统副产蒸汽蒸发浓缩制得固体硫酸铵产品；将含硫化氢废气及预热空气送入焚烧炉内，维持70(Ti00(rc燃烧温度和还原/氧化气氛；焚烧炉出口高温气体送入中压余热锅炉，回收热量副产饱和蒸汽，余热锅炉出口含二氧化硫烟气直接送入转化器；在转化器内，二氧化硫与催化剂接触反应，转化器内反应热用换热设备及时移出；转化器出口烟气直接送入至少一级冷凝器管程，冷凝器壳程则通入空气作为冷却介质，冷凝器出口预热空气一部分送焚烧炉用作助燃空气，一部分送入烟囱前尾气管道中；冷凝器出口尾气进入尾吸塔，塔顶喷淋适量的吸收液，将尾气中的二氧化硫转化为硫酸、氮氧化物转化为硝酸，从而有效脱除；尾吸塔出口气体经除雾后与预热空气混合后送烟?排空，冷凝器底部流出的高温浓硫酸经脱盐水预热器和酸冷却器回收热能，降温后的成品酸。
2.根据权利要求1的方法，其特征在于，所述原料气脱氨系统包括一台洗涤吸收塔和一台脱气塔，采用洗涤吸收塔在上、脱气塔在下的组合塔形式；所述含硫化氢废气从下部进入所述洗涤吸收塔，与塔顶喷淋的质量分数30%~50%稀硫酸逆流接触，将气体中的氮化合物洗涤下来；控制循环吸收液中硫酸铵质量分数在30%~40%，将接近饱和的溶液送去蒸发浓缩装置，利用后续制酸系统副产的低压蒸汽作为硫酸铵浓缩热源，生成固体硫酸铵产品；硫酸铵浓缩结晶中副产水返回原料气脱氨系统用作稀释水。
3.根据权利要求1的方法，其特征在于，所述焚烧炉为卧式结构，包括炉头、还原段、氧化段和烟气出口 ；20(T25(TC的预热空气分两路进入所述焚烧炉，一路约占总气量70%~90%的空气从炉头进入，维持所述焚烧炉前部为还原气氛，即还原段，温度70(Tl00(rC，以减少燃烧型和热力型氮氧化物的生成量；另一路约占总气量10%~30%的空气从炉中部进入，维持所述焚烧炉后部为氧化气氛，即氧化段，温度ii0(Ti30(rc，以保证所述含硫废气中的可燃组分完全燃烧；当所述焚烧炉内燃烧温度达不到700°c，需要补充辅助燃料；所述辅助燃料包括天然气、焦炉气、瓦斯气、煤气和硫磺，所述辅助燃料由炉头送入所述焚烧炉，所述焚烧炉还原段温度90(Tl000°C ;氧化段温度110(Tl200°C。
4.根据权利要求1的方法，`其特征在于，所述焚烧炉烟气出口出来的100(Tl25(TC的高温烟气进入一台卧式余热锅炉；所述余热锅炉为汽包压力在2.5^4.0MPa中压热管锅炉；转化系统中所有与湿转化气接触的换热设备均采用热管换热器。
5.根据权利要求1的方法，其特征在于，控制所述转化器进口烟气氧气和二氧化硫体积分数比在0.9^1.5 ;所述转化器采用2~3段催化剂床层，进所述冷凝器转化气温度控制在该转化气露点温度以上1(T30°C。
6.根据权利要求1的方法，其特征在于，所述冷凝器为耐酸型列管式降膜冷凝器；所述冷凝器换热管是内涂搪瓷螺旋槽式钢管，或者采用石英玻璃管或高硼硅玻璃管；所述冷凝器内热烟气走管程，冷却空气走壳程；所述在该转化气露点温度以上1(T30°C的热转化气进入所述冷凝器，与经一台空气过滤器过滤的常温空气逆向流动换热；所述冷凝器出口预热后空气分两路，一路占总气量约30%~50%的热空气送所述焚烧炉用作助燃空气，另一路占总气量约50%~70%的热空气送入烟囱前尾气管道中，将尾气温度由5(T60°C提高到70^90 0C ο
7.根据权利要求1的方法，其特征在于，所述冷凝器出口80-100?气体进入一台尾吸塔，塔顶喷淋循环吸收液，将尾气中的二氧化硫转化为硫酸、氮氧化物转化为硝酸；所述循环吸收液是质量分数30%~40%的双氧水，或者是过硫酸溶液；所述尾吸塔出口气体经酸雾控制器除雾后，再由引风机送入烟囱排空；尾吸塔循环酸槽排出的质量分数40%~60%硫酸及酸雾控制器收集的冷凝液一并送入所述原料气脱氨系统，用作氨洗涤吸收酸。
8.根据权利要求1的方法，其特征在于，所述冷凝器底部加入来自酸冷却器的3(T40°C浓硫酸，将所述冷凝器出口酸温调至i0(Ti5(rc汇集到储酸槽，再用泵送入一台脱盐水预热器，通过加热脱盐水的方式将硫酸温度降至6(T80°C ;所述脱盐水预热器出口硫酸进入一台所述酸冷却器，利用循环冷却水将硫酸温度冷却至3(T40°C ;所述酸冷却器出口 3(T40°C、质量分数97%~99%的浓 硫酸分两路，一路送入所述冷凝器底部用作混酸降温；另一路送入成品fe储te储存。
【文档编号】C01B17/74GK103626136SQ201210301253
【公开日】2014年3月12日 申请日期:2012年8月23日 优先权日:2012年8月23日
【发明者】纪罗军, 魏兰, 明素荣, 张成昆, 吴英来 申请人:中国石油化工股份有限公司, 南化集团研究院