本发明涉及一种工业含硫尾气制备浓硫酸工艺，具体而言，本发明涉及含硫尾气经催化氧化后得到的含SO3的工艺气在H2O的存在下冷凝成硫酸的工艺。
背景技术：
在煤、石油、天然气等含硫原料的使用过程中都会有含硫气体的产生，如果不经处理而排放，会对环境造成严重的污染进而对人自身造成伤害。过去为了便于储存和运输，多将含H2S尾气加工成硫磺，如claus工艺等。1934年德国鲁奇公司开发了直接由含H2S气体制取硫酸的工艺，从此由含硫废气直接制酸的工艺也受到广泛应用。随着环保要求日益严格，对工业含硫尾气制酸工艺的改进一直是石油化工行业关注的重要课题。
含硫尾气制酸工艺与传统的制酸工艺相比，含硫尾气制酸工艺中的原料多为含一定量的H2S、Sx、COS、SO2等硫化物的工业废气，经催化氧化反应后转变成含SO3的气体，添加到制酸设备中在H2O的存在下水合冷凝制酸，而传统的硫酸工业采用硫磺、硫铁矿、冶炼烟气等原料焚烧产生含SO2的气体，经净化干燥后，催化氧化成SO3，在制酸塔中采用浓硫酸吸收来制得浓硫酸。
托普索湿法制酸工艺(WSA)是目前国内应用比较广泛的含硫废气制酸技术，主要特点是采用了其特有的硫酸冷凝器，是一种管壳式降膜冷凝器，用多根玻璃管组成，含SO3和H2O的工艺气走管程，冷空气走壳层，管中的SO3不断水合冷凝生成硫酸，从管子下部流出。硫酸冷凝器前设有酸雾控制单 元，管子上方悬有PTFE细线，均有助于硫酸的冷凝。但该工艺具有设备投资大，运行成本高等缺点。
技术实现要素：
针对含硫尾气制酸工艺存在的缺陷，根据本发明的实施例，希望提供一种含硫尾气制备浓硫酸工艺，使含硫尾气中的含硫化合物转化成SO3后进一步转化成硫酸冷凝下来，净化后的尾气达到排放标准。本发明工艺同时实现设备投资低、较低能耗、稳定生产高浓度硫酸、较低运行费用等优势，达到一定的经济效益和环保效益。
根据一个实施例，本发明提供的一种工业含硫尾气制浓硫酸工艺，其创新点在于：含硫尾气和空气进入转化器，在催化剂作用下发生催化氧化反应，含硫尾气中的H2S、Sx、COS和SO2等含硫化合物转化成SO3、CO2和H2O，且H2O/SO3的摩尔比为1～10，经余热回收系统回收热量后工艺气进入制酸塔，采用冷却水逆流接触换热，气相部分冷凝制得98％以上的浓硫酸，其中：
转化器的进口温度为350～500℃，出口温度为400～600℃，转化器的操作压力为-20～300kPaG；
制酸塔的操作温度为60～250℃，制酸塔的操作压力为-20～300kPaG。
根据一个实施例，本发明前述工业含硫尾气制浓硫酸工艺中，制酸塔采用填料塔形式，内部填充陶瓷填料、塑料填料或不锈钢填料，使得汽液相充分接触和硫酸充分冷凝。其具有传质效率高、压降小；抗腐蚀性好；提供充分的硫酸冷凝表面等优点。
根据一个实施例，本发明前述工业含硫尾气制备浓硫酸工艺中，制酸塔采用一股干燥热空气汽提，可进一步提高硫酸浓度。
根据一个实施例，本发明前述工业含硫尾气制备浓硫酸工艺中，工艺气进制酸塔的温度高于其中所含的硫酸露点温度至少10℃，优选为30℃。
根据一个实施例，本发明前述工业含硫尾气制备浓硫酸工艺中，工艺气 在制酸塔内与冷却水逆流接触换热，气相部分冷凝制得质量百分浓度为98％以上的浓硫酸。
根据一个实施例，本发明前述工业含硫尾气制备浓硫酸工艺中，所述催化剂为钒系催化剂、铁系催化剂和贵金属催化剂中的一种或多种。
相比于其它含硫尾气制酸工艺，本发明工艺能广泛应用于煤化工、石油化工等企业产生的含硫尾气处理中，将尾气中的含硫化合物转化为浓硫酸。与其它含硫尾气制酸工艺相比，适用的原料气中硫化物和烃类物质的浓度范围更大，可将原料气中难处理的硫化物、恶臭气体H2S等污染物处理达标，同时获得质量分数在98％以上的浓硫酸、不消耗燃料、副产蒸汽量多、蒸汽产生稳定、运行费用低，具有非常好的经济效益和社会效益。
另外，本发明工艺流程中设置了余热回收系统，通过回收反应热副产蒸汽，不仅解决了工业尾气制酸的难题，并且给用户带来了可观的副产收益，具有非常好的经济效益和社会效益。
附图说明
图1是本发明工业含硫尾气制浓硫酸的工艺流程图。
其中，1为尾气转化反应器；2为余热回收系统；3为制酸塔。
具体实施方式
下面结合附图和具体实施例，进一步阐述本发明。这些实施例应理解为仅用于说明本发明而不用于限制本发明的保护范围。在阅读了本发明记载的内容之后，本领域技术人员可以对本发明作各种改动或修改，这些等效变化和修饰同样落入本发明权利要求所限定的范围。
如图1所示，本发明以下实施例中工业含硫尾气制浓硫酸工艺的工艺流程为：含硫尾气和空气混合后进入转化反应器1，尾气中的H2S、Sx、COS和SO2等含硫化合物经催化氧化反应后转化为SO3、CO2和H2O。转化反应器1出口气体经余热回收系统2回收热量后进入制酸塔3，采用冷却水逆流接触换 热，气相部分冷凝制得浓硫酸。
本发明以下实施例中，所述的余热回收系统2可以采用余热锅炉、省煤器或两者的组合。
本发明以下实施例中，制酸塔3采用填料塔形式，内部填充陶瓷填料、塑料填料或不锈钢填料。
实施例1
本实施例中使用某装置排放的含硫废气数据，经测定该尾气的气量为2000kmol/h，温度为380℃，压力为260kPaG，摩尔组成为：N284.9％，CO210.6％，O22.5％，SO21.0％，H2O 1.0％。
如图1所示，含硫尾气和空气进入转化反应器1，出口温度控制在410℃，操作压力控制在255kPaG，催化剂为钒系催化剂，SO2的转化率为99.7％。之后，经余热回收系统2回收热量并冷却至280℃(高于硫酸露点约30℃)，进入制酸塔3，塔顶添加40℃冷却水，气相部分冷凝成酸，制酸塔3的操作温度控制在70～240℃，操作压力控制在250kPaG，塔内装填陶瓷填料。
经测定，冷却水用量为5.5t/h，塔釜流出的硫酸质量百分浓度为98.3％，净化尾气中其它组分含量为：SO2≤400mg/Nm3，H2SO4≤30mg/Nm3。
实施例2
本实施例中使用某装置排放的含硫废气数据，经测定该尾气的气量为2000kmol/h，温度为420℃，压力为110kPaG，摩尔组成为：N2 82.2％，CO210.3％，O2 2.5％，SO2 1.0％，H2O 4.0％。
如图1所示，含硫尾气和空气进入转化反应器1，出口温度控制在450℃，操作压力控制在105kPaG，催化剂为铁系催化剂，SO2的转化率为99.5％。之后，经余热回收系统2回收热量并冷却至280℃(高于硫酸露点约22℃)，进入制酸塔3，塔顶添加40℃冷却水，塔底添加100℃的干燥空气汽提，气相部分冷凝成酸，制酸塔3的操作温度控制在70～210℃，操作压力控制在 100kPaG，塔内装填不锈钢填料。
经测定，冷却水用量为5.7t/h，塔釜干燥空气量为360Nm3/h，塔釜流出的硫酸质量百分浓度为98.3％，净化尾气中其它组分含量为：SO2≤400mg/Nm3；H2SO4≤30mg/Nm3。
实施例3
本实施例中使用某装置排放的含硫废气数据，经测定该尾气的气量为2000kmol/h，温度为400℃，压力为10kPaG，摩尔组成为：N2 76.9％，CO2 9.6％，O2 2.5％，SO2 1.0％，H2O 10.0％。
如图1所示，含硫尾气和空气进入转化反应器1，出口温度控制在430℃，操作压力控制在8kPaG，催化剂为贵金属催化剂，SO2的转化率为99.6％。之后，经余热回收系统2回收热量并冷却至280℃(高于硫酸露点约25℃)，进入制酸塔3，塔顶添加40℃冷却水，塔底添加100℃的干燥空气汽提，气相部分冷凝成酸，制酸塔3的操作温度控制在60～190℃，操作压力控制在5kPaG，塔内装填塑料填料。
经测定，冷却水用量为5.8t/h，塔釜干燥空气量为600Nm3/h，塔釜流出的硫酸质量百分浓度为98.3％，净化尾气中其它组分含量为：SO2≤400mg/Nm3；H2SO4≤30mg/Nm3。
实施例4
本实施例中使用某装置排放的含硫废气数据，经测定该尾气的气量为2000kmol/h，温度为360℃，压力为10kPaG，摩尔组成为：N2 78.2％，CO2 9.8％，O2 4.0％，SO2 4.0％，H2O 4.0％，C3H6 400ppm。
如图1所示，含硫尾气和空气进入转化反应器1，出口温度控制在500℃，操作压力控制在8kPaG，催化剂为钒系催化剂、铁系催化剂和贵金属催化剂的混合物，SO2的转化率为99.8％。之后，经余热回收系统2回收热量并冷却至280℃(高于硫酸露点约22℃)，进入制酸塔3，塔顶添加40℃冷却水， 气相部分冷凝成酸，制酸塔3的操作温度控制在60～220℃，操作压力控制在5kPaG，塔内装填陶瓷填料。
经测定，冷却水用量为7.5t/h，塔釜流出的硫酸质量百分浓度为98.3％，净化尾气中其它组分含量为：SO2≤400mg/Nm3；H2SO4≤30mg/Nm3；C3H6≤100mg/Nm3。