一種硫酸生產過程SO₂氣中的水分分離方法及工藝的製作方法

2023-04-27 15:09:01

專利名稱：一種硫酸生產過程SO2氣中的水分分離方法及工藝的製作方法
技術領域：
本發明涉及硫鐵礦生產硫酸領域，具體是一種SO2氣中的水分分離的方法及工藝。
背景技術：
在採用硫鐵礦為原料製備硫酸的生產過程中，提高轉化餘熱、吸收餘熱的回收率 成為重要的研究課題。現有的生產工藝中，進入乾燥塔的SA氣中水分含量高，造成乾燥過 程的放熱量加大，吸收過程的放熱量相應的減少；乾燥過程的循環酸溫度不能過高，否則對 乾燥產生不良影響；乾燥酸濃度在94%左右，酸溫過高對設備的腐蝕性明顯加大，故乾燥 過程產生的熱量一般難於回收用於生產蒸汽，而是直接被冷卻水帶走，通過涼水塔散發到 大氣中。在一般的硫鐵礦制酸(兩轉兩吸)過程中，SO2氣帶入乾燥塔的水分量達到168 千克水/t硫酸，佔整個生產硫酸所需水的85%以上；乾燥放熱量達0. 228*106kcal/t硫 酸(其中一部分熱量來自淨化氣帶入水分的冷凝熱)，吸收循環酸需要移走的熱量達 0. M6*106kcal/t硫酸(其中部分來自轉化氣帶入的轉化餘熱)。乾燥酸與一吸酸的對串 量大，吸收酸溫提高，串出酸帶出的熱量就大，當串出酸溫度升高到200°C左右時，一吸產生 的餘熱被完全帶出。吸收過程的餘熱回收通常是將一吸循環酸溫提高到200°C左右，採用串 出的高溫酸加熱鍋爐給水即軟水或者加熱給水直接生產低壓蒸汽(一般採用加熱鍋爐給 水)，達到回收吸收過程餘熱的目的。當一吸高溫酸溫度到達200°C，塔進口的酸溫要求在 180°C左右，出塔氣溫在180°C左右，含有一定量的硫酸蒸汽，需要設置低溫一吸塔即吸收副 塔，大量的SO3氣餘熱在低溫吸收塔中被低溫吸收循環酸帶走，在高溫吸收塔中回收的餘熱 不到0. 2*106kcal/t硫酸，佔整個吸收餘熱量不到46%。二吸過程吸收SO3的量約為整個 SO3吸收熱的6%，二吸吸收SO3放熱量為0. 026*106kcal/t硫酸，二吸的酸溫不能過高，回 收二吸的餘熱沒有多大的意義。乾燥後的SO2氣中含有微量的水分，一般要求在0. 1克/標 準立方米以下。一次SO3轉化氣進一吸塔的氣溫不能過低，否則會產生酸霧，對換熱設備產 生嚴重的腐蝕，一般要求在180°C以上；二次SO3轉化氣中硫酸分壓含量有所降低，溫度可 以降到150°C的溫度也不會產生酸霧。在實際的生產過程中，由於乾燥水分指標沒有達標， 三換熱器的腐蝕非常嚴重，常常會發生換熱列管因腐蝕穿孔、發生氣流短路而影響轉化率 的現象。轉化過程產生的熱量一般由SO3氣直接帶入吸收塔，熱量由吸收循環酸傳給冷卻水 散發到大氣中。比較新穎的做法是將出轉化換熱器的一次轉化SO3氣溫度提高到270°C左 右，二次轉化的SO3氣出換熱器的溫度維持在155°C左右；對一次轉化的SO3氣帶出的反應 熱進行部分回收後溫度下降到180°C左右，用於加熱鍋爐給水，可回收餘熱0.072*106kcal/ t硫酸，回收餘熱產汽率為0. 11噸蒸汽/t硫酸，佔整個轉化放熱的。大部分的轉化熱 帶入吸收系統。生產要求出轉化換熱器進入吸收塔的轉化氣溫度不能過低，大量的轉化餘熱必然 被帶入吸收系統，使得充分回收轉化餘熱變得困難。因此將乾燥塔的乾燥負荷降低，出乾燥 塔的水分含量也就會跟著下降，為充分回收轉化熱提供必要的條件，如何降低進乾燥塔氣的水分含量對轉化餘熱與一吸餘熱的回收都有著重要的作用。採用一般經典製冷的辦法 將氣冷卻分離其中的水分，將會消耗大量的冷凍功，得不償失，沒有一點價值。開發一 種新型不需要消耗冷凍功製冷來分離sa氣中水分的工藝技術變得十分有益。

發明內容
本發明旨在解決上述的技術難題，提供一種SO2氣中的水分分離的方法。本發明還提供了該方法的生產工藝。本發明解決問題所採取的技術方案是採用自發絕熱真空蒸發形成的低溫冷卻水 分離SA氣中的水分，將進乾燥塔之前的SA氣中的水分含量明顯降低；絕熱真空蒸發產生 的負壓蒸汽作為後續一吸過程吸收循環酸的補加水，在稀釋器中被吸收循環酸吸收，使得 冷卻水的絕熱真空蒸發能自發進行。所述絕熱真空蒸發分兩段進行，一段在高溫度，產生較高壓力的負壓蒸汽去高溫 酸稀釋器，一段為低溫段，產生較低壓力的負壓蒸汽去低溫酸稀釋器，所述高溫段的蒸發溫 度大於10°c，優選大於15°C低溫段小於15°C，優選低於10°C。具體工藝步驟如下1、原料氣經淨化後的淨化氣即SA氣進主風機、二氧化硫氣由負壓變為正壓，水分 分壓提高，便於氣相中水分的分離。2、從主風機出來的SO2氣進入水冷器、採用涼水塔來的冷卻水，將溫度降低，氣相 中的部分水分得到分離，減輕後續低溫水冷的分離水分負荷。3、從水冷器出來的SA氣進入低溫水冷器、優選採用填料塔即低溫水冷塔，採用絕 熱真空蒸發器來的低溫冷卻水將SA氣進一步冷卻處理，大部分水汽得到分離。4、從低溫水冷塔出來的冷卻水中溶解一定量的SO2，進入脫吸塔，採用空氣將冷水 中的SO2解吸出來。5、冷卻水經空氣解吸Sh後進入絕熱真空蒸發器製冷，水溫降低後得到低溫冷卻 水，去低溫水冷塔循環使用。6、絕熱真空蒸發分兩段進行，一段在高溫度，產生較高壓力的負壓蒸汽去高溫酸 稀釋器，一段為低溫段，產生較低壓力的負壓蒸汽去低溫酸稀釋器，7、從絕熱真空蒸發器出來的負壓蒸汽作為補加水去一吸循環酸的稀釋器，被循環 吸收酸吸收，使得絕熱真空蒸發自發進行，不需要消耗電功。8、從低溫水冷塔出來的低溫氣進入乾燥塔乾燥後進入轉化。所述的SO2淨化氣進入主風機，SO2氣成為正壓狀態，體系中的水分分壓提高，出主 風機的氣體絕對壓力一般在850mmHg以上，優選在930mmHg以上。從主風機出來的SA氣進入水冷器，採用涼水塔來的冷卻水將體系的氣溫降低到 39°C以下，優選在36°C以下。從水冷器出來的SA氣體進入低溫水冷塔，在塔中與塔頂來的低溫冷卻水逆流接 觸，將氣相中的大部分水分分離，進低溫水冷塔的水溫低於20°c，優選低於6°C，出塔淨化 氣即SA氣中水汽含量低於100千克/t硫酸，優選低於20千克/t硫酸。從低溫水冷塔出來的冷卻水進入脫吸塔，採用生產過程補加的空氣將冷卻水中的 二氧化硫解吸出來，出塔水溫低於36°C，優選低於32°C
將出脫吸塔的冷卻水進行絕熱真空蒸發製冷，冷卻水溫降低到20°C，優選低於 6°C。本發明的工藝技術參數的確定如下1、出電除霧器的氣水分含量與溫度確定從淨化系統電除霧器出來的氣溫一般為38°C，絕對壓力為700mmHg，水汽含量 為168. 8千克/t硫酸。2、水冷器從電除霧出來的氣經過主風機升後氣壓達930mmHg，溫度為43°C，與涼水塔來 的32°C冷卻水換熱，將氣溫度降低到36°C，出水冷換熱器後SO2氣的水汽含量為115千克/ t硫酸。3、低溫水冷塔設計確定進入低溫水冷塔的冷水溫度3. 8°C，出口 氣溫為6°C，對應的蒸汽分 壓為7. OlmmHg,出口 氣水分含量為17. 3千克/t硫酸。4、脫吸塔從低溫水冷塔出來的冷卻水，進入脫吸塔，採用補加的空氣解吸，將冷卻水中的二 氧化硫解吸出來。補加的幹空氣量為690標準立方米/t硫酸，水分質量含量為幹空氣的 2%，以成品酸計算為17. 8千克/t硫酸。設計確定進入脫吸塔的空氣溫度為30°C，出塔溫度為32°C，水汽含量為26. 0千克 /t硫酸；進塔水溫為34°C。冷卻水出口溫為32. 2V。5、絕熱真空蒸發器的蒸發溫度與蒸發量確定從脫吸塔出來的冷卻水進入絕熱真空蒸發器，32. 2°C的冷卻水進行絕熱真空蒸 發，水溫從32. 2°C降低到3. 8°C，3. 8°C對應的蒸汽分壓為6mmHg，對應的蒸汽壓力800Pa。進入絕熱真空蒸發器的冷卻水量為2. 868t/t硫酸，需要蒸發的水分量為136. 9千
克/t硫酸。6、與後續一吸循環吸收酸的高溫酸稀釋器與低溫酸稀釋器相對應，絕熱真空蒸發 分兩段進行，一段在高溫度，產生較高壓力的負壓蒸汽去高溫酸稀釋器，一段為低溫段，產 生較低壓力的負壓蒸汽去低溫酸稀釋器。設計確定高溫段的蒸發溫度為16°C，低溫段為 3. 8°C。稀釋一吸循環酸需要以負壓蒸汽加入的量為166. 8千克/t硫酸。一吸過程需要 的蒸發量大於絕熱真空蒸發的量，考慮到過程的冷量損失，絕熱真空蒸發過程蒸發的量要 大136. 9千克/t硫酸。在具體生產過程中可以向絕熱真空蒸發器高溫段補充適當的水量， 使得蒸發量達到166. 8千克/t硫酸，多餘的低溫冷卻水再從高溫蒸發段出口排出。本發明技術的優越性本發明採用自發絕熱真空蒸發製冷的工藝技術，生產低溫冷卻水，在低溫水冷塔 中對SO2氣中的水分分離，氣相中的水分明顯降低；絕熱真空蒸發產生的負壓蒸汽作為後續 一吸過程吸收循環酸的補加水，在稀釋器中被吸收循環酸吸收，使得冷卻水的絕熱真空蒸 發能自發進行。本發明在不需要額外冷凍功的條件下，依靠吸收循環酸對水分高度吸收形 成低負壓的蒸汽壓使得蒸發自發進行，產生大量的冷量，形成低溫冷卻水。本發明的重要意義
本發明在不需要額外冷凍功的條件下依靠硫酸對負壓水分的高度吸收形成的推 動力實現自動製冷過程，廉價解決了進入乾燥塔水分含量高的問題，為實現轉化餘熱與一 吸餘熱的充分回收提供了必要條件。


下面結合附圖詳細描述本發明。附圖為本發明的具體工藝流程圖。
具體實施例方式本實施實例以30萬噸的硫酸生產線為例每小時生產硫酸37. 5噸，轉化氣濃8. 3%。1、從淨化系統出電除霧器的SO2氣溫為38°C，絕對壓力為700mmHg，水汽含量為 6330 千克 /h。2、從電除霧出來的氣經過主風機升後氣壓達930mmHg，溫度為43°C，與涼水塔 來的32°C冷卻水換熱，將氣溫度降低到36°C，出水冷換熱器後Sh氣的水汽含量為4312. 5
千克/h。3、進入低溫冷卻塔的冷水溫度3. 8°C，出口 氣溫為6°C，對應的蒸汽分壓為 7. 0ImmHg，出口 SO2氣水分含量為648千克/h。過程中冷凝的水分為3663千克/h。出塔冷卻水溫為34°C，進塔的冷卻水量為104噸/h，出塔冷卻水量為107. 66t/h。4、從低溫冷卻塔出來的冷卻水，進入脫吸塔，採用補加的空氣解吸，將冷卻水中的 二氧化硫解吸出來。補加的幹空氣量為25875標準立方米/h，水分質量含量為幹空氣的 2%，以成品酸計算為667. 5千克/h。進入脫吸塔的空氣溫度為30°C，出塔溫度為32°C，進塔水溫為34°C。冷卻水出口 溫為32. 2 C ο5、從脫吸塔出來的冷卻水進入真空絕熱蒸發器，32. 2°C的冷卻水進行絕熱真空蒸 發，分為兩段絕熱真空蒸發一段為16°C下蒸發，一段為3.8°C下絕熱蒸發。6、從低溫水冷塔出來6°C的低溫氣進入乾燥塔，對氣進行乾燥處理。7、總計絕熱真空蒸發器的蒸發量為6沈2. 5千克/h。
權利要求
1.一種硫酸生產過程SA氣中的水分分離方法，其特徵在於採用自發絕熱真空蒸發 形成的低溫冷卻水分離SO2氣中的水分，將進乾燥塔之前的SA氣中的水分含量明顯降低； 絕熱真空蒸發產生的負壓蒸汽作為後續一吸過程吸收循環酸的補加水，在稀釋器中被吸收 循環酸吸收，使得冷卻水的絕熱真空蒸發能自發進行。
2.根據權利要求1所述的一種硫酸生產過程SO2氣中的水分分離方法，其特徵在於所 述絕熱真空蒸發分兩段進行，一段在高溫段，產生較高壓力的負壓蒸汽去高溫酸稀釋器，一 段為低溫段，產生較低壓力的負壓蒸汽去低溫酸稀釋器，所述高溫段的蒸發溫度大於10°c， 優選大於15°c，低溫段小於15°C，優選低於6°C。
3.一種硫酸生產過程Sh氣中的水分分離工藝，它包括以下步驟(1)、原料氣經淨化後的淨化氣即SO2氣進主風機，SO2氣由負壓變為正壓，水分分壓提尚；O)、從主風機出來的SO2氣進入水冷器，採用涼水塔來的冷卻水，將溫度降低，氣相中 的部分水分得到分離；(3)、出水冷器後SA氣進入低溫水冷器，低溫水冷器優選採用填料塔即低溫水冷塔，採 用絕熱真空蒸發器來的低溫冷卻水將SA氣進一步冷卻處理，大部分水分得到分離；(4)、從低溫水冷塔出來的冷卻水進入脫吸塔，採用空氣將冷水中的SA解吸出來；(5)、冷卻水經空氣解吸SA後進入絕熱真空蒸發器製冷，水溫降低後得到低溫冷卻水， 去低溫水冷塔循環使用；(6)、絕熱真空蒸發分兩段進行，一段在高溫段，產生較高壓力的負壓蒸汽去高溫酸稀 釋器，一段為低溫段，產生較低壓力的負壓蒸汽去低溫酸稀釋器；(7)、從絕熱真空蒸發器出來的負壓蒸汽作為補加水去一吸循環酸的稀釋器；(8)、從低溫水冷塔出來的低溫SA氣進入乾燥塔乾燥後進入轉化。
4.根據權利要求3所述的一種硫酸生產過程SA氣中的水分分離工藝技術，其特徵在 於所述的SO2淨化氣進入主風機，SO2氣成為正壓狀態，體系中的水分分壓提高，出主風機 的氣體絕對壓力一般在850mmHg以上，優選在930mmHg以上。
5.根據權利要求3所述的一種硫酸生產過程氣中的水分分離工藝技術，其特徵在 於從主風機出來的SO2氣進入水冷器，採用涼水塔來的冷卻水將體系氣溫降低到39°C以 下，優選在36°C以下。
6.根據權利要求3所述的一種硫酸生產過程Sh氣中的水分分離工藝技術，其特徵在 於從水冷器出來的SO2氣體進入低溫水冷塔，在塔中與塔頂來的低溫冷卻水逆流接觸，將 氣相中的大部分水分分離，進低溫水冷塔的水溫低於20°c，優選低於6°C，出塔SA氣中水 汽含量低於100千克/t硫酸，優選低於20千克/t硫酸。
7.根據權利要求3所述的一種硫酸生產過程氣中的水分分離工藝技術，其特徵在 於從低溫水冷塔出來的冷卻水進入脫吸塔，採用生產過程補加的空氣將冷卻水中的二氧 化硫解吸出來，出塔水溫低於36°C，優選低於32°C。
8.根據權利要求3所述的一種硫酸生產過程SO2氣中的水分分離工藝，其特徵在於將 出脫吸塔的冷卻水進行絕熱真空蒸發製冷，冷卻水溫降低到20°C，優選低於6°C。
全文摘要
本發明公開了一種SO2氣中的水分分離方法及工藝，它採用自發絕熱真空蒸發形成的低溫冷卻水分離SO2氣中的水分，將進乾燥塔之前的SO2氣中的水分含量明顯降低；絕熱真空蒸發產生的負壓蒸汽作為後續一吸過程循環酸的補加水，在循環酸稀釋器中被吸收循環酸吸收，使得冷卻水的絕熱真空蒸發能自發進行。本發明在不需要額外冷凍功的條件下依靠硫酸對負壓水分的高度吸收形成的推動力實現自動製冷過程，廉價解決了進入乾燥塔水分含量高的問題，為實現轉化餘熱與一吸餘熱的充分回收提供了必要條件。
文檔編號B01D5/00GK102068882SQ201010544870
公開日2011年5月25日 申請日期2010年11月7日 優先權日2010年11月7日
發明者曾維興 申請人:湖南新恆光科技有限公司