硫化氢酸性气的多级氧化制酸装置的制作方法

文档序号：19105032发布日期：2019-11-12 22:34阅读：440来源：国知局

本实用新型涉及一种硫化氢酸性气的多级氧化制酸装置。

背景技术：

H2S是化工行业最常见的毒性物质和污染物质之一，在煤化工、石油化工、钢铁冶炼等行业中，原料(石油或煤炭)在化学加工、转化和提炼过程中，以及处理含硫原料的有关企业，都能产生含H2S的酸性气。H2S气体有毒，且易燃易爆，不能直接排放。而煤气化产生的合成气中含有H2S，经过变换和脱硫脱碳后，H2S将排放出装置，该H2S酸性气必须严格处理，否则放空的H2S具有毒性，且其污染环境，导致厂区长期恶臭味道，影响企业装置的厂区环境，同时H2S在空气中被氧化为SO2会造成酸雨，对人及生态环境造成严重的危害，为此炼油装置或煤化工装置必须设置H2S处理装置。

但常规采用的H2S处理技术主要是将其转化为硫磺。对于高浓度H2S气体ψ((H2S)≥15％)，通常用克劳斯法回收硫磺，但克劳斯法净化率低，尾气SO2不能达标，需要进一步处理，同时克劳斯技术在煤化工装置中运行不稳定，其不仅投资高，运行成本高，并且存在着诸多技术方面的缺陷，例如工艺复杂，原料要求苛刻、催化剂易中毒、装置连续运行时间短。对于低浓度H2S气体，往往用湿式氧化法(栲胶)回收硫磺，而湿式氧化法回收硫磺，流程长，现场环境差，且产品硫磺质量较差，影响销路。此外，如果气体中含有其他杂质，如HCN、COS、CS2、焦油、苯等，会影响装置的操作或降低最终硫回收率，况且有时硫磺并不是用户所需要的产品。

在这些情况下用H2S气体生产硫酸将是一种很有吸引力的选择。用H2S生产硫酸可省去很多工艺过程，降低投资和生产成本，使产品具有更强的市场竞争力。根据二氧化硫催化转化的工艺条件，H2S制酸可分为干接触法和湿接触法。所谓的干接触法是将H2S气体焚烧成SO2后，采用与传统的硫铁矿制酸工艺相似的方法洗涤、干燥、催化转化、吸收。湿接触法则是无需洗涤、干燥，在水蒸汽存在下将二氧化硫催化转化成三氧化硫并直接凝结成酸。显而易见，湿接触法工艺更为简单，更有利于系统热量的回收利用。由于大多数H2S气源都比较干净，所以湿接触法制酸工艺的应用也较为广泛。一般认为，SO2+SO3质量分数为0.3％-7％的条件下，湿法制酸工艺是一种最为经济的选择。目前最有代表性的技术为丹麦托普索公司的湿法硫酸工艺(Wet gas Sulphuric Acid，缩写WSA)、德国鲁奇公司的低温冷凝工艺和康开特(Concat)工艺。

国外的WSA技术，该工艺是将酸性气中的各种硫化物转化为浓硫酸，采用的冷凝装置为降膜式冷凝器。工艺过程为：酸性气燃烧生成SO2，转化成SO2含湿气体经冷却进入SO2转化器生成SO3，SO3和携带的水蒸气进入冷凝器直接冷凝成酸。其以硫酸作为最终产品，其技术可靠，但操作复杂，设备易损，投资也较高。

低温冷凝工艺是20世纪30年代德国鲁奇公司提出的一种湿接触法制酸工艺。该工艺中硫酸冷凝装置是喷淋式填料塔，其后接除雾器。该工艺过程是：含H2S的酸性气体在焚烧炉内燃烧生成SO2，SO2在转化器内催化转化，出转化器的气体直接进入冷凝塔，与塔顶喷淋的循环冷硫酸逆流接触，冷凝成酸。该工艺缺点是使用范围有限，不能处理燃烧后体积分数SO2低于3％的气体，仅适用于小规模装置。

康开特工艺又称高温冷凝工艺，是鲁奇公司继低温冷凝工艺后又推出的改良的湿法接触催化生产硫酸工艺。高温冷凝即SO3气体与水蒸气在高温下凝结成酸。该工艺的冷凝装置选用文丘里管冷凝器。该工艺过程为湿的H2S气体与燃料气配合，在焚烧炉内进行燃烧生成SO2，SO2在转化器内进行氧化，氧化后的气体进入冷凝文丘里管，与高度分散的热硫酸并流接触，生成硫酸，沉析放热，最后进行气体的冷却和硫酸雾滴的分离。该工艺特别适用于处理温度高，H2S，CS2和CO2含量低的气体，可处理燃烧气中SO2体积分数低至1％的气体并保持自热平衡。该法也适用于处理克劳斯法回收硫工艺的尾气，硫回收率可达99.5％。产品硫酸的质量分数可达到93％。与克劳斯排放气脱硫工艺相比较，康开特工艺的投资比较低，约只有克劳斯装置投资的30％。此外，康开特工艺除风机和循环泵需电力外，不需要附加其他能量。但该工艺只适合处理H2S，CS2和CO2含量低的气体，热量回收率低，产品酸浓度稍低。

现有的三种湿法制酸工艺普遍存在SO3冷凝成硫酸时，需要设置燃烧硅油制造凝结核的操作，该操作目的是创造凝结核，增强硫酸蒸汽冷凝，降低尾气中硫酸气溶胶浓度。但实际操作中，限于操作人员对工艺的理解和自身能力，对硅油燃烧强度难以掌控，很难燃烧产生合适浓度的凝结核，导致凝结核偏多或偏少，这样都无法正确得到硫酸冷凝的效果。

随着国家对环保方面的日益重视，以及越来越严格的尾气排放标准，使得迫切需要一种能同时处理高浓度和低浓度的硫化氢酸性气、投资成本低、操作简单、尾气排放达标的硫回收技术。

技术实现要素：

本实用新型要解决的技术问题是为了克服现有技术的湿法制酸装置存在的操作复杂，设备易损，投资高，以及无法同时处理高浓度和低浓度的硫化氢酸性气的缺陷，而提供了一种硫化氢酸性气的多级氧化制酸装置。本实用新型提供的制酸装置能同时处理高浓度和低浓度的硫化氢酸性气，且大幅降低了装置投资及操作成本。

本实用新型是通过下述技术方案来解决上述技术问题：

本实用新型提供了一种硫化氢酸性气的多级氧化制酸装置，所述多级氧化制酸装置包括一H2S燃烧装置、一与所述H2S燃烧装置相连的组合式反应器、一硫酸蒸汽冷凝器和一酸雾捕集器；

所述H2S燃烧装置用于将硫化氢酸性气燃烧生成SO2工艺气，所述组合式反应器用于将SO2工艺气催化氧化生成SO3工艺气，所述组合式反应器的内部设有若干个催化剂床层和分布于相邻两个所述催化剂床层之间的段间换热器；

所述硫酸蒸汽冷凝器用于将SO3工艺气冷凝形成硫酸，所述硫酸蒸汽冷凝器包括一壳体，所述壳体的顶部设有一尾气排放口，在所述壳体的底部具有一个输入SO3工艺气的进气口，在所述进气口的下方还设有一排液口，在所述壳体内沿所述壳体的长轴方向设有用于流通冷却介质的若干玻璃管，所述玻璃管均跨设于所述壳体的两侧壁之间，所述玻璃管位于该冷却介质上游的一端为首端，位于该冷却介质下游的一端为尾端，在该冷却介质的上游和下游之间相邻的所述玻璃管首尾相连通从而形成至少一条单向导流的冷却介质流道；

所述酸雾捕集器与所述硫酸蒸汽冷凝器连接，连接处设于所述进气口与所述尾气排放口之间的壳体上，用于捕集脱出夹带的硫酸气溶胶。

较佳地，所述H2S燃烧装置具有一烧嘴，所述烧嘴具有一中心通道和环设在所述中心通道外的一环形通道，所述中心通道用于通入H2S酸性气与空气的混合气体，所述环形通道用于通入燃料气。采用酸性气共烧技术，即特殊设计的烧嘴，在其中心孔脉冲送入酸性气与空气燃烧，同时燃料气通过烧嘴环系补充燃烧，提高了酸性气燃烧的稳定性，该设计解决了酸性气中H2S浓度波动大，保障在低浓度(4％-15％mol)H2S工况下的稳定反应。烧嘴负荷调节速度快，适应能力强，气化效率高。

所述H2S燃烧装置较佳地为一燃烧炉，其炉膛内设置有二次旋流器。

其中，所述的燃烧炉较佳地还与一下游的废热锅炉直接连接，所述废热锅炉的气体出口还与所述组合式反应器的顶部连接。即燃烧后的热工艺气通过燃烧炉直接进入所述废热锅炉的入口管程，经降温后从顶部进入所述组合式反应器。燃烧炉与下游废热锅炉直接连接，采用直接换热技术，热回收效率高，克服了设备易结垢和堵塞的缺陷。

较佳地，所述组合式反应器的内部设有3个催化剂床层和2个段间换热器，所述段间换热器依次分布于相邻两个所述催化剂床层之间。从上到下记为第一催化剂床层、第一段间换热器、第二催化剂床层、第二段间换热器和第三催化剂床层。所述催化剂床层装填有催化剂，每个催化剂床层的上部设人孔，下部设催化剂卸料口。在催化剂作用下，SO2催化氧化转化为SO3，燃烧反应段过量的助燃空气有助于提高SO2的反应平衡转化率。该组合式反应器结构紧凑，节约成本，优化空间布置，便于制造检修，而且有利于热能梯度回收利用，科学合理。

段间换热器底部与壳体部分采用槽钢梁进行固定；段间换热器顶部与壳体部分采用锥壳进行连接，连接方式采用滑动连接，保证段间换热器的自由伸缩；段间换热器与壳体相连的接管应有足够的长度，保持一定的挠性，防止对壳体产生过大的局部应力。

其中，工艺气体由组合式反应器上部的入口进入，进入第一催化剂床层。气体通过催化剂床层后，完成部分转化，反应后的热气体通过床层下部的格栅板。格栅板上方依次铺设10*10mm-丝径Φ2mm的双层丝网，H＝75mm的Φ25毫米瓷球，3*3mm-丝径Φ1mm的双层丝网，防止催化剂破损落入下一层空间。工艺气穿过格栅板，通过锥壳进入第一段间换热器；段间换热器采用蛇形管结构，中间采用三块支持板支撑，为保证自由伸缩，换热管与支持板不焊，保持滑动连接；换热管的外部用不锈钢板密封，防止工艺气通过换热管与支持板之间的空隙。依次类推，工艺气依次通过第二催化剂床层，第二段间换热器，第三催化剂床层后，从组合式反应器的下出口流出。

其中，所述组合式反应器的底部较佳地还设有一工艺气冷却器。

所述的硫酸蒸汽冷凝器中，由玻璃管形成的单向导流的冷却介质通道能够耐受高温和强腐蚀，避免在高温和强腐蚀性环境中发生设备变形和腐蚀损毁现象，确保了冷凝器长时间使用，提高冷凝器的使用安全性和流畅性。

所述硫酸蒸汽冷凝器的顶部较佳地还设有一纤维滤板。所述酸雾捕集器较佳地为一高速纤维除雾器。通过高效纤维除雾器物理捕集的方法，实现对酸雾的高效处理，除雾效率≥95％，压降小(≤1.0KPa)，不影响尾气排放。所述高速纤维除雾器较佳地采用高强度的纤维劈裂丝包裹PTFE的过滤网，编织为层状过滤器，当含有硫酸液滴(酸雾)的工艺气通过该过滤器时，通过强制拦截，实现对酸雾和其中夹带的硫酸气溶胶的高效捕集，而后尾气排至烟囱放空，过滤精度可达99.99％(≥0.5um)。

上述工艺取消了国外引进技术燃烧硅油制造凝结核的操作，通过高效纤维除雾器物理捕集的方法，同样实现对酸雾的高效处理。酸雾控制采用多级精密强制拦截方式，在任何工况下直接控制出口酸雾≤10ppm。

其中，通过内设的纤维滤板与外置的高速纤维除雾器配合(替代了国外引进技术燃烧硅油制造凝结核的操作，该操作目的是增强硫酸蒸汽冷凝，降低尾气中硫酸气溶胶浓度)，除去气体中夹带的硫酸雾沫，可以达到较高的硫酸酸雾捕集率，放空尾气中基本不含酸雾，即使有微量酸雾，也能保证尾气中酸雾达标排放。

较佳地，所述硫酸蒸汽冷凝器中，所述排液口还与一硫酸混合罐连接。

需要说明的是，当上述壳体为一圆柱体时，该圆柱体的轴线延伸方向即为所述壳体的长轴方向，而圆柱体绕该轴线回旋所形成的表面则为所述的侧壁。

另外，所述玻璃管的首端和尾端可均位于所述壳体内部，此时所述玻璃管的首、尾通过适配的玻璃管道连接。在此对所形成的冷却介质流道的形状不做限制，其可以为“弓”字型、“Z”字型或者其他形状。

所述硫酸蒸汽冷凝器中，当冷却介质为空气时，为配合冷空气下降的特性，上进下出的流向设计能进一步提高冷却介质的流动性，提高介质流速，继而提高冷凝效率。

较佳地，所述酸雾捕集器的液体出口也与所述硫酸混合罐连接。

较佳地，所述酸雾捕集器的尾气出口还与一尾气洗涤塔连接，在尾气洗涤塔中痕量的SO2通过H2O2稀溶液的洗涤，被H2O2直接氧化为SO3，形成硫酸液滴，最终的尾气达标排放。

与所述多级氧化制酸装置相应的硫化氢酸性气的多级氧化制酸工艺，其包括如下步骤：先将H2S酸性气燃烧生成SO2工艺气，再将SO2工艺气催化氧化生成SO3工艺气，然后冷凝成硫酸即可；H2S酸性气中H2S的浓度为≥0.5％mol，所述摩尔浓度为H2S的摩尔量占H2S酸性气的摩尔量的百分比。

上述工艺操作范围广，同时适用于煤化工高浓度和低浓度H2S工况，接受低至0.5％mol浓度的H2S酸性气(较佳地为1％mol以上)，另外在低浓度(4％-15％mol)H2S工况下也能稳定燃烧，而传统的湿法硫酸工艺中低浓度工况下不能稳定燃烧，本工艺克服了低浓度不能稳定燃烧的问题，同时，高浓度(例如20-30％mol)的酸性气在燃烧器也可以稳定燃烧，例如在一较佳实施方式中，酸性气中H2S含量为29.16％mol。需要说明的是，当酸性气中H2S的浓度小于0.5％mol时，就无需采用本工艺进行脱除了，而可以直接排放到大气。

从原料气来源来讲，上述工艺可以处理各种含硫气体，可以来自于低温甲醇洗、热再生的酸性气、水煤气膨胀气、汽提酸性气、酚回收酸性气等，并把各种形式的硫化物进行多级氧化，最终回收成商品级的浓硫酸。即，所述的H2S酸性气可以为化工领域常见的含H2S的酸性废气。因为是湿法制酸工艺，对原料气中的水分含量也没有太大要求，也就是说可以接受水分含量相当高的工艺气。

另外，上述工艺对处理流量和操作弹性的要求也很宽泛，例如在某具体实施方式中，所述的H2S酸性气的流量为2000Nm³/h。工艺操作弹性大，例如可做到30％-110％的操作弹性，可接受最低10％负荷操作下限(这里的负荷是针对原料气流量)，适应原料气流量和硫化物浓度的大范围波动。

上述工艺中，酸性气燃烧段的介绍如下：

酸性气中H2S是可燃物，闪点为600℃，当温度和酸气浓度达到一定数值时，H2S可与空气中的氧反应，并保持稳定的热燃烧反应，反应如下：

该燃烧反应速度快，短时间内H2S能够全部转化为SO2，同时放出热量。

若酸性气还包括微量的CH3OH和烃类物质(CnHm)，将同时发生以下反应：

CnHm+(n+m/4)O2→m/2H2O+n CO2+反应热 (3)

燃烧反应温度决定于酸性气中H2S浓度、CnHm浓度、以及燃烧配风比。

较佳地，来自界区处的H2S酸性气，送至H2S燃烧装置，与通过硫酸蒸汽冷凝器换热后的热空气经燃烧器预混后在H2S燃烧装置中发生燃烧热反应，具体反应包括上述反应式(1)～(3)。

其中，H2S酸性气的燃烧温度一般为800～1200℃，该温度取决于酸性气中H2S浓度、燃烧的配风量及热空气的分流比。

上述工艺使用宽松的硫氧比控制，无须精确控制H2S/O2比例，操作简便。其中，较佳地，H2S酸性气中H2S采用过氧燃烧，助燃空气配比量较佳地为化学当量的1.2～2.2倍，更佳地为2.1倍，也就是H2S燃烧配风比的概念(H2S/空气)，配风比是指酸性气中加入的空气的摩尔量与纯的H2S的摩尔量之比。过氧燃烧有利于促进酸性气中各种杂质的充分反应(烃、醇、氨、氢氰酸等)，而这些杂质往往会造成装置运行不稳定问题，以及产品品质下降的问题。

较佳地，H2S酸性气在H2S燃烧装置内的反应停留时间≥1.5s。

上述工艺中，SO2催化转化段的介绍如下：

上述燃烧反应中，由H2S燃烧得到的SO2催化转化为SO3，反应(4)为化学平衡反应，考虑到反应速率和平衡转化率等因素，该步骤反应分级进行，各级之间通过段间冷却器移出反应热，降低工艺气的反应温度，兼顾反应速度的同时提高反应平衡转化率。

其中，较佳地，当燃烧炉和组合式反应器之间还设有一废热锅炉时，经所述废热锅炉冷却后的工艺气温度一般为410℃～430℃，例如420℃。另外，废热锅炉的引入，以及燃烧炉与废热锅炉的连接方式，可以使燃烧炉的热损失减少0.2Gcal/h，或者略低一点。

当所述组合式反应器的内部设有3个催化剂床层和2个段间换热器，所述段间换热器依次分布于相邻两个所述催化剂床层之间时，较佳地，所述第一催化剂床层的工艺气进口温度控制在380℃以上；所述第二催化剂床层的工艺气进口温度控制在410℃以下；所述第三催化剂床层的工艺气进口温度控制在390℃以下。

在一较佳实施方式中，热工艺气以420℃从顶部进入组合式反应器的第一催化剂床层，反应后温度提高至510℃，后在第一段间换热器通过与装置所产蒸汽热量交换后降温至410℃，送入反应器第二催化剂床层，反应后温度升至418℃，后在第二段间换热器通过与装置所产蒸汽热量交换后降至385℃，最后进入反应器第三催化剂床层，反应后最终气体温度约为381℃，经工艺气冷却器降温至280℃，送入下游工艺中的硫酸蒸汽冷凝器。离开工艺气冷却器的工艺气温度高于露点温度，以防止在下游工艺中硫酸蒸汽冷凝沉积造成设备腐蚀，同时有利于保护下游硫酸蒸汽冷凝器内涂层，同时保护石英玻璃换热管，降低对涂层材料及石英玻璃换热管的热冲击强度。

所述硫酸蒸汽冷凝器中，所述的冷却介质一般为冷空气。

较佳地，在冷凝过程中还通入H2O2溶液，用于将SO3工艺气中夹带的痕量的SO2氧化为SO3，再经冷凝形成硫酸液滴。尾气设置H2O2强效氧化单元，即痕量的SO2通过H2O2稀溶液的洗涤，被H2O2直接氧化为SO3，形成硫酸液滴，进而通过酸雾捕集器收集，如此实现尾气的超低排放，尾气SO2可≤50mg/Nm³，实现超低排放，可满足当前行业对环保的零排放的技术期望。

上述工艺中，SO3转化和H2SO4蒸汽冷凝的介绍如下：

H2S燃烧反应(反应1)所产生的H2O将与催化转化得到的SO3发生以下反应：

SO3(g)+H2O(g)→H2SO4(g)+反应热 (5)

继而硫酸蒸汽将在硫酸蒸汽冷凝器中降温冷凝，同时放出反应热：

H2SO4(g)→H2SO4(L)+反应热 (6)

SO3工艺气中水含量较佳地为9.96％。其中，SO3工艺气进入硫酸蒸汽冷凝器的入口温度较佳地为285～295℃，更佳地为290～295℃。

硫酸蒸汽冷凝器的出口热风温度较佳地保持在180℃左右。出口热风温度越高，冷却风量越小，可以降低冷风机的负荷，越有利于装置的节能降耗。但出口温度若太高超过顶盖防腐涂料和其他设备容许的温度，将会损坏设备，得不偿失。

在一较佳实施方式中，SO3工艺气进入硫酸蒸汽冷凝器，在该冷凝器内进一步降低温度，促使硫酸蒸汽冷凝成硫酸。SO3工艺气进入硫酸蒸汽冷凝器，沿壳程由下向上流动。管程内送入的空气作为冷介质与热过程气交换热量而降低热过程气的温度至93℃，伴随热过程气温度降低，硫酸蒸汽逐步冷凝于玻璃换热管上，后结成液滴，靠重力滴落在硫酸蒸汽冷凝器的底部。空气由一次风机提压后送至硫酸蒸汽冷凝器，进入管箱的顶部，管箱分左右两端，分别通过内部隔板分割为多段，空气进入空气管箱后沿管箱内部的隔板横向进入玻璃换热管，冲刷玻璃管，与热过程气热量交换，出玻璃换热管后在空气管箱的另外一端汇集，然后继续进入管箱中的下一段，以此方式形成S型流，与过程气错流换热，最终离开硫酸蒸汽冷凝器的空气温度约为180℃。硫酸蒸汽冷凝器底部送出的硫酸温度约为252℃。

较佳地，所述硫酸蒸汽冷凝器的出口尾气温度控制在93℃以下；空气与尾气压差控制在3Kpa。

由硫酸蒸汽冷凝产生的浓硫酸温度较高，较佳地，还采取冷硫酸混合急冷以及换热降温至40℃，后送出界区。

在高温条件下，部分SO3将水合反应生成H2SO4蒸汽，随温度降低，水合反应的程度将右移，反应参考上述反应式(5)和反应式(6)。

在一较佳实施方式中，送出硫酸蒸汽冷凝器的热空气，部分经二次风机提高压力，送至装置前段的燃烧炉作为助燃空气，剩余的空气送烟囱放空，以提高放空尾气的温度及升力。

以上反应(1)～(6)均为放热反应，装置利用外供锅炉水在界区内生产饱和蒸汽，以及后续蒸汽过热的方式移走各段反应的反应热，保持装置热平衡，同时副产高品质蒸汽。

本实用新型的积极进步效果在于：本实用新型提供的制酸装置能同时处理高浓度和低浓度的硫化氢酸性气，且大幅降低了装置投资及操作成本。

附图说明

图1为本实用新型实施例1的多级氧化制酸装置的工艺流程图。

图2为本实用新型实施例1的硫酸蒸汽冷凝器的结构示意图。

图1中，附图标记说明如下：

硫酸蒸汽冷凝器 1

燃烧炉 4

废热锅炉 401

组合式反应器 5

第一催化剂床层 501

第一段间换热器 502

第二催化剂床层 503

第二段间换热器 504

第三催化剂床层 505

工艺气冷却器 506

酸雾捕集器 6

硫酸混合罐 7

尾气洗涤塔 8

图2中，附图标记说明如下：

硫酸蒸汽冷凝器 1

尾气排放口 11

进气口 12

排液口 13

玻璃管 21

玻璃管 22

U型橡皮软管 23

纤维滤板 3

具体实施方式

下面举个较佳实施例，并结合附图来更清楚完整地说明本实用新型。

实施例1

本实施例提供的硫化氢酸性气的多级氧化制酸装置如图1所示，所述多级氧化制酸装置包括一燃烧炉4、一与燃烧炉4相连的组合式反应器5、一硫酸蒸汽冷凝器1(如图2所示)和一酸雾捕集器6。

燃烧炉4用于将硫化氢酸性气燃烧生成SO2工艺气，组合式反应器5用于将SO2工艺气催化氧化生成SO3工艺气。

燃烧炉4具有一烧嘴，烧嘴具有一中心通道和环设在中心通道外的一环形通道，中心通道用于通入H2S酸性气与空气的混合气体，环形通道用于通入燃料气。采用酸性气共烧技术，即特殊设计的烧嘴，在其中心孔脉冲送入酸性气与空气燃烧，同时燃料气通过烧嘴环系补充燃烧，提高了酸性气燃烧的稳定性，该设计解决了酸性气中H2S浓度波动大，保障在低浓度(4％-15％mol)H2S工况下的稳定反应。烧嘴负荷调节速度快，适应能力强，气化效率高。

其中，燃烧炉4还与一下游的废热锅炉401直接连接，废热锅炉401的气体出口还与组合式反应器5的顶部连接。即燃烧后的热工艺气通过燃烧炉4直接进入废热锅炉401的入口管程，经降温后从顶部进入组合式反应器5。燃烧炉4与下游废热锅炉401直接连接，采用直接换热技术，热回收效率高，克服了设备易结垢和堵塞的缺陷。

在本实施例中，组合式反应器5的内部设有3个催化剂床层和2个段间换热器：分别记为第一催化剂床层501、第二催化剂床层503和第三催化剂床层505，段间换热器依次分布于相邻两个催化剂床层之间，分别记为第一段间换热器502、第二段间换热器504。第一催化剂床层501、第二催化剂床层503和第三催化剂床层505中装填有催化剂，床层的上部设人孔，下部设催化剂卸料口。在催化剂作用下，SO2催化氧化转化为SO3，燃烧反应段过量的助燃空气有助于提高SO2的反应平衡转化率。该组合式反应器5结构紧凑，节约成本，优化空间布置，便于制造检修，而且有利于热能梯度回收利用，科学合理。

第一段间换热器502、第二段间换热器504底部与壳体部分采用槽钢梁进行固定；顶部与壳体部分采用锥壳进行连接，连接方式采用滑动连接，保证第一段间换热器502、第二段间换热器504的自由伸缩；第一段间换热器502、第二段间换热器504与壳体相连的接管应有足够的长度，保持一定的挠性，防止对壳体产生过大的局部应力。

其中，工艺气体由组合式反应器5上部的入口进入，进入第一催化剂床层501。气体通过第一催化剂床层501后，完成部分转化，反应后的热气体通过床层下部的格栅板。格栅板上方依次铺设10*10mm-丝径Φ2mm的双层丝网，H＝75mm的Φ25毫米瓷球，3*3mm-丝径Φ1mm的双层丝网，防止催化剂破损落入下一层空间。工艺气穿过格栅板，通过锥壳进入第一段间换热器502；第一段间换热器502和第二段间换热器504采用蛇形管结构，中间采用三块支持板支撑，为保证自由伸缩，换热管与支持板不焊，保持滑动连接；换热管的外部用不锈钢板密封，防止工艺气通过换热管与支持板之间的空隙。依次类推，工艺气依次通过第二催化剂床层503，第二段间换热器504，第三催化剂床层505后，组合式反应器5的底部还设有一工艺气冷却器506，工艺气经工艺气冷却器506冷却后，然后从组合式反应器5的下出口流出。

硫酸蒸汽冷凝器1用于将SO3工艺气冷凝形成硫酸；酸雾捕集器6与硫酸蒸汽冷凝器1连接，连接处位于硫酸蒸汽冷凝器1的进气口12与尾气排放口11之间，用于捕集脱出夹带的硫酸气溶胶。

如图2所示，本实施例中的硫酸蒸汽冷凝器1包括一竖直放置的长方形的壳体，该壳体的顶部具有一尾气排放口11，在壳体的底部具有一个输入SO3工艺气的进气口12。在进气口12的下方还具有一个排液口13，用于排出冷凝后的浓硫酸。其中，该壳体的底部成半圆形结构，排液口13位于半圆形结构的最下方。当然，壳体底部可以为其他沿液体排出方向逐渐缩小的结构，例如倒三角形或者倒梯形。另外，壳体的顶部位于尾气排放口11的上游设有一作为过滤机构的纤维滤板3，用于过滤冷凝后产生的尾气中的液态小颗粒。

在壳体左、右两侧壁之间沿着长轴方向(即图2中竖直方向)垂直设有十二根玻璃管，所有玻璃管的两端均延伸至壳体的外部。在作为冷却介质的冷空气的流动方向的上游和下游之间相邻的两根玻璃管，即图2中上、下相邻的两根玻璃管依次首(端)尾(端)相连，从而形成一自上而下、单向导流的冷却介质流道。本实施例中，相邻的两根玻璃管通过一U型橡皮软管23连通。

该冷却介质流道包括一位于壳体上部的冷却介质进口和一位于壳体下部的冷却介质出口，冷空气从冷却介质进口进入，沿着冷却介质流道流动至冷却介质出口被排出。本实施例中，该冷却介质进口为玻璃管21的首端，冷却介质出口为玻璃管22的尾端。

本实施例所述的硫酸蒸汽冷凝器1中，由玻璃管形成的单向导流的冷却介质通道能够耐受高温和强腐蚀，避免在高温和强腐蚀性环境中发生设备变形和腐蚀损毁现象，确保了冷凝器长时间使用，提高了硫酸蒸汽冷凝器1的使用安全性和流畅性。

本实施例中，酸雾捕集器6为一高速纤维除雾器。通过高效纤维除雾器物理捕集的方法，实现对酸雾的高效处理，除雾效率≥95％，压降小(≤1.0KPa)，不影响尾气排放。高速纤维除雾器采用高强度的纤维劈裂丝包裹PTFE的过滤网，编织为层状过滤器，当含有硫酸液滴(酸雾)的工艺气通过该过滤器时，通过强制拦截，实现对酸雾和其中夹带的硫酸气溶胶的高效捕集，而后尾气排至烟囱放空，过滤精度可达99.99％(≥0.5um)。

其中，通过内设的纤维滤板3与外置的高速纤维除雾器配合(替代了国外引进技术燃烧硅油制造凝结核的操作，该操作目的是增强硫酸蒸汽冷凝，降低尾气中硫酸气溶胶浓度)，除去气体中夹带的硫酸雾沫，可以达到较高的硫酸酸雾捕集率，放空尾气中基本不含酸雾，即使有微量酸雾(≤10ppm)，也能保证尾气中酸雾达标排放。

本实施例中，硫酸蒸汽冷凝器1的排液口13还与一硫酸混合罐7连接。

需要说明的是，当硫酸蒸汽冷凝器1的壳体为一圆柱体时，该圆柱体的轴线延伸方向即为壳体的长轴方向，而圆柱体绕该轴线回旋所形成的表面则为所述的侧壁。

另外，玻璃管的首端和尾端可均位于壳体内部，此时所述玻璃管的首、尾通过适配的玻璃管道连接。在此对所形成的冷却介质流道的形状不做限制，其可以为“弓”字型、“Z”字型或者其他形状。

其中，冷却介质一般为冷空气。当冷却介质为空气时，为配合冷空气下降的特性，上进下出的流向设计能进一步提高冷却介质的流动性，提高介质流速，继而提高冷凝效率。

本实施例中，酸雾捕集器6的液体出口也与硫酸混合罐7连接。

相应地，本实施例中的制酸工艺包括如下步骤：

(1)酸性气燃烧

燃烧炉4采用二级燃烧，即在炉膛内设置二次旋流器，相当于设置二次强制混合，可极大提高燃烧强度。

(2)工艺气催化氧化

燃烧后的工艺气再经过多级氧化，使SO2工艺气催化氧化生成SO3。

(3)硫酸蒸汽冷凝

由玻璃管形成的单向导流的冷却介质通道能够耐受高温和强腐蚀，避免在高温和强腐蚀性环境中发生设备变形和腐蚀损毁现象，确保了硫酸蒸汽冷凝器1长时间使用，提高硫酸蒸汽冷凝器1的使用安全性和流畅性。

(4)酸雾控制

酸雾控制采用多级精密强制拦截方式，直接控制出口酸雾≤10ppm。

(5)尾气零排放

本实施例中，酸雾捕集器6的尾气出口还与一尾气洗涤塔8连，尾气设置H2O2强效氧化单元，装置尾气中SO2可降低至≤70mg/Nm³，既痕量的SO2通过H2O2稀溶液的洗涤，被H2O2直接氧化为SO3，形成硫酸液滴，进而通过酸雾捕集器收集，并冷凝得到60％wt硫酸，并入硫酸产品中，如此实现尾气的超低排放，尾气SO2可≤50mg/Nm³，实现超低排放，可满足当前行业对环保的零排放的技术期望。

本实施例中，以流量2000Nm³/h，H2S：29.16mol％为酸性原料气数据，装置可处理H2S当量20.4吨/天，可产硫酸(98wt％)当量63吨/天，过热蒸汽(420℃，4.0MPa)125.7吨。

步骤(1)中，酸性气的燃烧温度为903.7℃。助燃空气配比量为2.1倍。H2S酸性气在燃烧炉内的反应停留时间1.5s。经废热锅炉401冷却后的工艺气温度为420℃。

步骤(2)中，热工艺气以420℃从顶部进入组合式反应器5的第一催化剂床层501，反应后温度提高至510℃，后在第一段间换热器502通过与装置所产蒸汽热量交换后降温至410℃，送入反应器第二催化剂床层503，反应后温度升至418℃，后在第二段间换热器504通过与装置所产蒸汽热量交换后降至385℃，最后进入反应器第三催化剂床层505，反应后最终气体温度约为381℃，经工艺气冷却器506降温至280℃，送入下游工艺中的硫酸蒸汽冷凝器1。

本实施例中，从步骤(2)排出的SO3工艺气中水含量为9.96％。SO3工艺气进入硫酸蒸汽冷凝器1的入口温度为290～295℃。本实施例中，硫酸蒸汽冷凝器1的出口热风温度保持在180℃左右。

SO3工艺气进入硫酸蒸汽冷凝器1，进一步降低温度，促使硫酸蒸汽冷凝成硫酸。SO3工艺气进入硫酸蒸汽冷凝器1，沿壳程由下向上流动。管程内送入的空气作为冷介质与热过程气交换热量而降低热过程气的温度至93℃，伴随热过程气温度降低，硫酸蒸汽逐步冷凝于玻璃换热管上，后结成液滴，靠重力滴落在硫酸蒸汽冷凝器1的底部。空气由一次风机提压后送至硫酸蒸汽冷凝器1，进入管箱的顶部，管箱分左右两端，分别通过内部隔板分割为多段，空气进入空气管箱后沿管箱内部的隔板横向进入玻璃换热管，冲刷玻璃管，与热过程气热量交换，出玻璃换热管后在空气管箱的另外一端汇集，然后继续进入管箱中的下一段，以此方式形成S型流，与过程气错流换热，最终离开硫酸蒸汽冷凝器1的空气温度约为180℃。硫酸蒸汽冷凝器1底部送出的硫酸温度约为252℃。

本实施例中，硫酸蒸汽冷凝器1的出口尾气温度控制在93℃以下；空气与尾气压差控制在3Kpa。

本实施例中，由硫酸蒸汽冷凝产生的浓硫酸温度较高，还采取冷硫酸混合急冷以及换热降温至40℃，后送出界区。

本实施例中，送出硫酸蒸汽冷凝器1的热空气，部分经二次风机提高压力，送至装置前段的燃烧炉作为助燃空气，剩余的空气送烟囱放空，以提高放空尾气的温度及升力。

正常操作时，装置尾气排放情况如下：

SO2：80mg/Nm³(设计要求：<100)

SO2排放速率：8.5kg/h

H2S浓度：不可检出

H2S排放速度：不可检出

COS+CS2浓度：不可检出

COS+CS2排放速度：不可检出

SO3浓度：26mg/Nm³(设计要求：<45)

SO3排放速度：≤2.1kg/h

NOx浓度：80mg/Nm³(设计要求：<240)

NOx排放速度：1.8kg/h

废水：无

废渣及废液：无

实施例2

本实施例的多级氧化制酸装置的工艺流程图、硫酸蒸汽冷凝器如图1～2所示，本实施例中，以流量34328Nm³/h，H2S浓度：1％mol为酸性原料气，可产硫酸(93wt％)当量142吨/天，过热蒸汽(420℃，4.0MPa)350.4吨/天。

步骤(1)中，酸性气的燃烧温度为896℃。助燃空气配比量为2.1倍。H2S酸性气在燃烧炉内的反应停留时间1.5s。经废热锅炉401冷却后的工艺气温度为420℃。