半干法制硫酸装置制造方法
【专利摘要】半干法制硫酸装置，以含硫化氢及硫化物的酸性气体为原料在焚烧后产生SO2的同时产生水的硫酸生产装置。包括干燥塔、吸湿塔，还包括焚烧系统、转化系统、汽水系统、吸收系统、吸湿酸循环系统、干吸酸循环系统。焚烧炉内的氢硫比控制在1.3至2.1之间，使吸湿塔进口气体的水硫比在0.88至1.08之间，用吸湿塔来完成气相中大部分H2O和SO3的吸收，吸湿塔循环酸浓度由进入吸湿塔气体中水硫比决定。对含硫在6％以上的原料气可以实现两转两吸，其尾气的SO2浓度在100ppm以下，即使含硫在3％也可实现自热平衡的一转一吸。该装置具有腐蚀性小、副产蒸汽多、尾排好、电耗低、维护量少等特点。
【专利说明】半干法制硫酸装置
【技术领域】:
[0001]本发明涉及化工生产中硫酸生产装置的技术范畴，尤其是以原料含硫化氢及硫化有机物的酸性气体在焚烧后产生SO2的同时产生水的制酸装置。
【背景技术】:
[0002]硫随原油、煤及天然气等燃料而伴生，在脱硫过程中产生含硫化氢及硫化有机物的酸性气体，该酸性气可作为制造硫酸的原料。硫化氢及硫化有机物焚烧后产生二氧化硫的同时还产生水。目前，以该气体为原料生产硫酸的工艺主要有两种:干法制酸和湿法制 酸。
[0003]干法制酸装置是将酸性气体焚烧成SO2,经废热锅炉冷却降温、喷水增湿再冷却以减少气体中的水分后，湿的SO2气体进入干燥塔干燥除去水分，干燥后的SO2气体由主鼓风机送入转化及吸收系统。首先，出主鼓风机的冷气体需加热至催化剂的起燃温度以上，然后进入转化器进行SO2的转化，SO2转化是放热的可逆反应，转化过程中需要移除反应热，所以转化器是多段的绝热反应器，段间冷却移热。反应生成的SO3气体在吸收塔中由浓硫酸吸收下来产生硫酸产品。由于SO2转化反应的可逆性，要提高SO2的转化率，增加中间吸收是比较经济的方法，这就是所谓的“两转两吸”工艺，即在第一次转化后(通常2至3段催化剂床层)冷却，进入第一吸收塔吸收掉已生成的SO3后，被加热至催化剂床层进口温度进入转化器进行SO2的第二次转化，再冷却后进入第二吸收塔吸收掉新生成的so3。与没有中间吸收的“一转一吸”相比，两转两吸的SO2气浓高、气量小、总转化率高、尾排好、经济效益显著，已经成为硫酸装置的主导工艺。
[0004]干法制酸的首要优点是腐蚀性小。因为干燥后的SO2气体中几乎没有水分，转化后的气体的露点温度低、露点酸浓高、腐蚀性就小。干法制酸的缺点在于干燥后的SO2气体温度低、升温需要热量，存在SO2气体浓度的自热平衡点，气浓低于自热平衡点后，就需要外部补热。干法制酸的增湿冷却过程不仅加长了工艺路线，而且使在焚烧炉中生成的SO3变成了稀硫酸。
[0005]湿法制酸工艺是将酸性气体焚烧成SO2，经废热锅炉冷却降温至催化剂床层进口温度后直接进入转化器，经过转化的303气体在冷凝塔中冷凝成硫酸。这样就缩短了工艺路线，它没有了干法制酸的“冷热病”——湿的热气体增湿冷却、干燥后再加热升温，但是它的气体在全程都是湿的，且由于湿度大，转化后的气体露点温度高、露点酸浓低、腐蚀性就大。
[0006]湿法制酸的缺点是腐蚀性大和酸雾多。由于气体中的水分多，只能采用冷凝的方式将气体中的SO3和水部分冷凝下来，冷凝塔中是用玻璃管来冷凝气体，这阻碍了冷凝塔的可靠性、也降低了湿法制酸装置的规模性。冷凝塔出口气体中水分含量远高于SO3含量，气体的露点酸浓低，没有了再加热进行第二次转化的经济性，湿法制酸也只能是一次转化。尽管湿法制酸通过增大气量降低气浓来减少尾气中的SO2浓度，但是毕竟是一次转化，冷凝塔出口气体中的SO2含量仍然很高。冷凝塔冷凝就是让酸雾凝结成液滴的过程，出塔气体中仍含有大量的小颗粒酸雾，普通的纤维除雾器很难除掉，需要用电除雾器除去，或者在出塔气体中添加热空气来蒸发酸雾而达到“看不到”的目的。
【发明内容】
:
[0007]本发明的目的在于解决硫化氢等含氢原料湿法制酸的腐蚀性大及酸雾多、干法制酸的“冷热病”等问题。集干法制酸和湿法制酸工艺两者的优点之和，达到腐蚀性小、废热回收多、尾气排放少的目的。
[0008]硫酸是有共沸点的物质，且是最高共沸点，共沸点温度在330°C、共沸点的酸浓在98.3%左右。
[0009]用水硫比表示气体中H2O与SO3的摩尔比，与共沸点酸浓98.3%对应的气相水硫比是1.092。当水硫比大于1.092的气体结露时，其露点酸浓小于98.3%;而当水硫比小于
1.092的气体结露时，其露点酸浓就大于98.3%。
[0010]用氢硫比表示气体中氢原子与硫原子的摩尔比，如干燥的H2S气体，其氢硫比是2.0。如果用干燥的空气来焚烧该H2S气体，得到的烟气WH2O与SO2的摩尔比接近1.0。当SO2的转化率超过91.5%后，气体的水硫比就大于1.092，这时的露点酸浓就越过了共沸点且大幅提闻。
[0011]本发明所采用的技术方案是:
[0012]半干法制硫酸装置，包括干燥塔、吸湿塔，气体系统还包括焚烧系统一空气过滤器、主鼓风机、焚烧炉，转 化系统——转化器、一个或多个气体换热器，汽水系统——废热锅炉、一个或多个蒸汽过热器、一个或多个锅炉给水省煤器，吸收系统——第一吸收塔和第二吸收塔等；酸系统包括吸湿酸循环系统一吸湿酸冷却器、吸湿酸循环泵、吸湿酸循环槽，干吸酸循环系统一干吸酸循环槽、干燥酸循环泵、干燥酸冷却器、吸收酸循环泵、吸收酸冷却器等。
[0013]让进焚烧炉的助燃空气在干燥塔内干燥，去除空气中的全部或部分水分后，进入焚烧炉焚烧含硫化氢及硫化有机物的酸性气体，使焚烧炉内的氢硫比控制在1.3至2.1之间，经废热锅炉冷却降温至催化剂的起燃温度以上后，直接进入转化器进行第一次转化，第一次转化通常采用I至3段催化剂床层，经过第一次转化生成的SOjP气体中的水分大部分在吸湿塔中被吸收成硫酸。吸湿塔出口气体再进入第一吸收塔吸收掉剩余的SO3和水分。
[0014]第一吸收塔出口气体还可以用转化系统的热量再加热至催化剂的起燃温度以上后，进入转化器进行第二次转化，经过第二次转化生成的SO3气体在第二吸收塔中被吸收成硫酸，第二吸收塔出口尾气直接排放大气。
[0015]用吸湿塔来完成气相中大部分1120和SO3的吸收，吸湿塔进口气体的水硫比在0.88至1.08之间，由焚烧炉内的氢硫比及第一次转化率等因素决定。吸湿塔循环酸浓度就是吸收下来的H2O和SO3的成酸的浓度，由进入吸湿塔气体中水硫比及循环酸温度等因素决定，不向吸湿酸循环系统加水或者串酸。
[0016]为确保气相中的H2O和SO3是吸收成酸而不是冷凝成酸，关键取决于进吸湿塔气温和进塔酸温的匹配。进塔气温不能低于露点温度，进塔酸温也不能太低，否则塔内会生成大量酸雾。吸湿塔循环酸温度在100°c至250°C之间，由吸湿酸冷却器的冷却介质决定。如果进塔酸温控制在185°C左右，该循环酸冷却器可以生产蒸汽压力为0.5MPa左右的饱和蒸汽，此时SO3的总吸收率在90%以上。[0017]吸湿塔的首要功能是吸收气相中水汽，在塔中水的吸收率也在90%以上。出吸湿塔的气体然后进入第一吸收塔，就可以用传统吸收塔的酸温酸浓来进一步吸收。
[0018]设置干燥塔的目的在于调节焚烧炉内的氢硫比，由干燥塔干燥效率(通常是用干燥塔气体旁路)和硫磺焚烧量调节。在干燥塔前可以设置空气预干燥器，用干燥剂来除去空气中的部分水分，以调节产品酸浓度。
[0019]此外，有了干燥塔，系统自己就有了干燥空气，当装置事故停车或者是正常停车时，都可以用该干燥空气进行气体系统的热吹和冷吹，扫尽系统中存在的水汽，从而避免设备腐蚀和催化剂粉化。
[0020]半干法制酸的优点是:腐蚀性小、副产蒸汽多、尾排好、电耗低、维护量少。在转化器第2段出口及以后，露点酸浓就在99.0%以上，其腐蚀性就大为降低。对硫化氢含量在42%的原料气，每吨酸的蒸汽产率为2.68吨，其中4.4MPa、435°C的中压过热蒸汽2.02吨、
0.5MPa的低压饱和蒸汽0.66吨。对于硫化氢及含硫有机物总硫含量在6%以上的原料气，可以实现两转两吸，其尾气的SO2浓度在IOOppm以下；即使总硫含量在3%，也可实现自热平衡的一转一吸。半干法制酸不需要冷却风、没有冷却风机，半干法制酸的SO2气浓高、主鼓风机的风量小、电耗就低，半干法制酸的吨酸电耗不足湿法制酸的四分之一。
[0021]下面结合附图对本发明作详细说明。
【专利附图】
【附图说明】:
[0022]图1，实施例1的气体系统结构示意图；
[0023]图2，实施例 1的酸系统结构示意图；
[0024]图3，实施例2的气体系统结构示意图；
[0025]图4，实施例3的气体系统结构示意图。
[0026]各附图中:1空气过滤器、2鼓风机、3干燥塔、4焚烧炉、5废热锅炉、6转化器、7吸湿塔、8第一吸收塔、9第二吸收塔、10烟囱；11高温过热器、12过热/省煤器、13热热换热器、14过热/冷热换热器；21干燥酸冷却器、22干燥酸循环泵、23干吸酸循环槽、24吸收酸冷却、25吸收酸循环泵、26吸湿酸冷却器、27吸湿酸循环槽、28吸湿酸循环泵；31空气预热器C、32空气预热器B、33空气预热器A、34过热/省煤器、35吸收塔；41空气预干燥器、42蒸汽过热器、43空气预热器E、44空气预热器D、45省煤器、46气体换热器。
【具体实施方式】:
[0027]下面结合【具体实施方式】对本发明做进一步说明。
[0028]实施例1
[0029]一种原料为含硫化氢的酸性气体的半干法制酸装置，气体系统结构如图1，包括空气过滤器、鼓风机、干燥塔、焚烧炉、废热锅炉、转化器、高温过热器、热热换热器、过热/冷热换热器、吸湿塔、第一吸收塔、过热/省煤器、第二吸收塔、烟囱。酸系统结构如图2，包括吸湿酸冷却器、吸湿酸循环泵、吸湿酸循环槽、干吸酸循环槽、干燥酸循环泵、干燥酸冷却器、吸收酸循环泵、吸收酸冷却器。
[0030]该半干法制硫酸装置的酸性气原料中硫化氢浓度42%，还含有少量的氢气及含硫有机物，原料气的氢硫比为1.99。装置规模为每天200吨硫酸(以100% H2SO4计)，当地大气压为81kPa。
[0031 ] 过滤后的空气经空气风机加压后，进入干燥塔。干燥后的干空气进入焚烧炉，与酸性气直接混合燃烧。出焚烧炉气体中的SO2浓度为7.8% (干基)、温度在1100°C左右进入中压蒸汽锅炉，经移热降温至420°C进入转化器第I段，进行第一次转化(第一次转化有3段催化剂床层)。第I段转化床层出口温度在560°C左右，经高温过热器降温后进入转化器第2段进行转化，然后经热热换热器降温再进入转化器第3段转化，第3段转化出口设置过热/冷热换热器，将气温降到260°C左右进入吸湿塔。气体中90%以上的水分及SO3在吸湿塔中被吸湿酸吸收下来，吸湿塔出口气体进入第一吸收塔进行进一步地吸收。
[0032]吸湿塔进口气体的水硫比为1.035。吸湿塔用循环酸吸收气体中的SO3和水，吸湿酸循环系统是吸湿塔、吸湿酸循环槽、吸湿酸循环泵、吸湿酸冷却器。该装置的吸湿酸冷却器是个蒸汽发生器，副产0.5MPa的饱和蒸汽，吸湿塔进口循环酸温度在185°C左右、循环酸浓度在99.3%左右。吸湿塔吸收下来的酸串往干吸酸循环槽的干燥酸侧。
[0033]第一吸收塔出口气体分别经过冷热换热器和热热换热器，被加热升温后进入转化器第4段进行第二次转化。转化器第4段出口气体进入过热/省煤器进行冷却降温，然后进入第二吸收塔，第二吸收塔出口气体直接从烟囱放空。
[0034]干吸三塔共用一个酸循环槽。干燥侧与吸收侧之间用隔墙分开、隔墙底部连通。干燥酸循环是槽、泵、酸冷器、塔、槽。两个吸收塔共用一台酸循环泵和一台酸冷却器，两塔的下塔酸合并后回到吸收酸循环槽，吸收酸循环是槽、泵、酸冷器、两塔、槽。吸收酸浓度由干燥串酸量控制，吸收侧串出酸通过隔墙底部流向干燥侧。产品酸从干燥酸冷器出口引出，产品酸浓度由空气中的水分决定，在最热月平均温度和平均湿度下的产品酸浓度为95.3%。
[0035]该实施例每小时副产4.4MPa、435°C的中压过热蒸汽16.8吨和0.5MPa的饱和蒸汽
5.5吨，合计副产蒸汽为每小时22.3吨。折合每吨酸的蒸汽产率为2.68吨，其中每吨酸副产中压过热蒸汽2.02吨、低压饱和蒸汽0.66吨。
[0036]该实施例每小时排放尾气20830Nm3，折合每吨酸排放2533Nm3。尾气中S02含量是 95ppm,即 270mg/Nm3。
[0037]实施例2
[0038]一种原料为含硫的酸性气体的半干法制酸装置，气体系统结构如图3，包括空气过滤器、鼓风机、干燥塔、3台空气预热器、焚烧炉、过热/省煤器、转化器、废热锅炉、吸湿塔、吸收塔。酸系统包括吸湿酸冷却器、吸湿酸循环泵、吸湿酸循环槽、干吸酸循环槽、干吸酸循环泵、干吸酸冷却器。
[0039] 该半干法制硫酸装置的酸性气原料中主要含COS和硫化氢，总含硫在4%，原料气的氢硫比为1.96，原料气流量为9000Nm3/h，每小时向焚烧炉补充150kg硫磺。装置规模为每天生产48吨硫酸(以100% H2SO4计)，当地大气压为lOOkPa。
[0040]过滤后的空气经空气风机加压后，部分进入干燥塔被浓硫酸干燥。干、湿空气混合后，在3个空气预热器内被转化器第3段、第2段和第I段出口气体连续加热后进入焚烧炉，与酸性气及硫磺混合燃烧。出焚烧炉气体中的SO2浓度为3.3%左右(干基)，进入蒸汽过热/省煤器，经移热降温后进入转化器第I段进行SO2转化，第I段转化床层出口温度在480°C左右，经空气预热器C降温后进入转化器进行第2段转化，第2段转化出口经空气预热器B降温后进入转化器第3段进行转化，第3段出口经废热锅炉和空气预热器A将气温降到240°C左右进入吸湿塔。吸湿塔出口气体进入吸收塔。
[0041]吸湿塔进口气体的水硫比为1.026。吸湿塔用循环酸吸收气体中的SO3和水，吸湿酸循环系统是吸湿塔、吸湿酸循环槽、吸湿酸循环泵、吸湿酸冷却器。该装置的吸湿酸冷却器是个蒸汽发生器，副产0.5MPa的饱和蒸汽，吸湿塔进口循环酸温度在180°C左右、循环酸浓度在99.5%左右。吸湿塔吸收下来的硫酸串往干吸酸循环槽。
[0042]干吸两塔共用一个酸循环槽，干燥侧与吸收侧之间用隔墙分开、隔墙底部连通，酸从吸收侧流向干燥侧。干燥酸循环和吸收酸循环都是槽、泵、酸冷器、塔、槽。吸收酸浓度由干燥串酸量控制，吸收侧串出酸通过隔墙底部流出。产品酸从干燥酸冷器出口引出，产品酸浓度由空气中的水分决定，在97.6%至98.4%之间。
[0043]该实施例每小时副产3.82MPa、350°C的中压过热蒸汽2.8吨和0.5MPa的饱和蒸汽1.5吨，合计副产蒸汽为每小时4.3吨。折合每吨酸的蒸汽产率为2.12吨，其中每吨酸副产中压过热蒸汽1.38吨、低压饱和蒸汽0.75吨。
[0044]该实施例采用的是一转一吸转化工艺，每小时排放尾气13500Nm3，折合每吨酸排放6750Nm3。尾气中S02含量是515ppm，吸收塔出口气体需要还进行尾气吸收。
[0045]实施例3
[0046]—种原料为含硫化氢的酸性气体的半干法制酸装置，气体系统结构如图4，包括空气预干燥器、干燥塔、鼓风机、空气预热器D、空气预热器E、焚烧炉、废热锅炉、蒸汽过热器、转化器、气体换热器、吸湿塔、第一吸收塔、省煤器、第二吸收塔、烟囱。酸系统包括吸湿酸冷却器、吸湿酸循环泵、吸湿酸循环槽、干吸酸循环槽、干吸酸循环泵、干吸酸冷却器。
[0047]该半干法制硫酸装置的酸性气原料中主要含硫化氢，硫化氢浓度在10%，原料气的氢硫比为2.02。装置规模为每天100吨硫酸(以100% H2SO4计)，当地大气压为lOOkPa。
[0048]空气在空气预干燥器内用干燥剂去除25%至75%的水分(取决于空气的湿度)后，进入干燥塔用浓硫酸进一步干燥。干燥后的空气经主鼓风机加压后，在两台空气预热器内分别被转化器第3段和第I段出口气体加热后进入焚烧炉，与酸性气混合燃烧。出焚烧炉气体中的S02浓度为5%左右(干基)、气温在850°C左右，进入中压蒸汽锅炉和蒸汽过热器，经移热降温后进入转化器第I段进行第一次转化(第一次转化有2段催化剂床层)。第I段转化床层出口温度在510°C左右，经空气预热器B降温后进入转化器进行第2段转化，第2段转化出口设置气体换热器，将气温降到250°C左右进入吸湿塔。吸湿塔出口气体进入第一吸收塔。
[0049]吸湿塔进口气体的水硫比为1.054。吸湿塔用循环酸吸收气体中的SO3和水，吸湿酸循环系统是吸湿塔、吸湿酸循环槽、吸湿酸循环泵、吸湿酸冷却器。该装置的吸湿酸冷却器是个蒸汽发生器，副产0.6MPa的饱和蒸汽，吸湿塔进口循环酸温度在180°C左右、循环酸浓度在99.0%左右。吸湿塔吸收下来的硫酸串往干吸酸循环槽。
[0050]第一吸收塔出口气体进入气体换热器，被加热升温后进入转化器第3段进行第二次转化。转化器第3段出口气体进入省煤器和空气预热器A进行冷却降温，然后进入第二吸收塔，第二吸收塔出口气体直接从烟囱放空。
[0051]干吸三塔共用一个酸循环槽、一台酸循环泵和一个酸冷却器。酸循环是槽、泵、酸冷器、三塔、槽。产品酸从`干吸酸冷器出口引出，产品酸浓度为98.3%左右，由预干燥器的干燥效率调节。[0052]该实施例每小时副产3.82MPa、450°C的中压过热蒸汽5.8吨和0.6MPa的饱和蒸汽2.9吨，合计副产蒸汽为每小时8.7吨。折合每吨酸的蒸汽产率为2.09吨，其中每吨酸副产中压过热蒸汽1.38吨、低压饱和蒸汽0.71吨。
[0053]该实施例每小时排放尾气16870Nm3，折合每吨酸排放4286Nm3。尾气中S02含量是 90ppm,即 255mg/Nm3。 [0054]虽然上述3个具体的实施例已经描述了本发明，但此描述不意味着构成限制。在参照本发明的描述后，对于本【技术领域】的熟练人员来说，显然能够对所公开的实施例做出各种各样的修正。各种类似的修正均落入本发明的权利要求范围之内。
【权利要求】
1.半干法制硫酸装置，包括干燥塔、吸湿塔，气体系统还包括空气过滤器、主鼓风机、焚烧炉、转化器、气体换热器、废热锅炉、蒸汽过热器、省煤器、第一吸收塔和第二吸收塔等，酸系统包括吸湿酸冷却器、吸湿酸循环泵、吸湿酸循环槽、干吸酸循环槽、干燥酸循环泵、干燥酸冷却器、吸收酸循环泵、吸收酸冷却器等，其特征在于: 让进焚烧炉的助燃气体在干燥塔内干燥后进入焚烧炉焚烧含硫化氢及硫化物的酸性气体，经废热锅炉冷却降温至催化剂的起燃温度以上后，直接进入转化器进行第一次转化，第一次转化通常采用I至3段催化剂床层，经过第一次转化生成的SO3和气体中的水分大部分在吸湿塔中被吸收成硫酸，吸湿塔出口气体再进入第一吸收塔吸收掉气体中剩余的SO3和水分；第一吸收塔出口气体还可以再加热至催化剂的起燃温度以上后进入转化器进行第二次转化，经过第二次转化生成的SO3气体在第二吸收塔中被吸收成硫酸，第二吸收塔出口尾气直接排放大气。
2.根据权利要求1所述的半干法制硫酸装置，其特征在于:焚烧炉内的氢硫比在1.3至2.1之间。
3.根据权利要求1所述的半干法制硫酸装置，其特征在于:吸湿塔进口气体的水硫比在0.88至1.08之间。
4.根据权利要求1所述的半干法制硫酸装置，其特征在于:吸湿塔循环酸温度在100°C至250°C之间，吸湿塔循环酸浓度由进入吸湿塔气体中水硫比决定，不向吸湿酸循环系统加水。`
【文档编号】C01B17/74GK103723691SQ201310671285
【公开日】2014年4月16日 申请日期:2013年12月12日 优先权日:2013年12月12日
【发明者】丁华 申请人:丁华