專利名稱：一種硫酸生產(chǎn)過程SO₂氣中的水分分離方法及工藝的制作方法
技術(shù)領(lǐng)域：
本發(fā)明涉及硫鐵礦生產(chǎn)硫酸領(lǐng)域，具體是一種SO2氣中的水分分離的方法及工藝。
背景技術(shù)：
在采用硫鐵礦為原料制備硫酸的生產(chǎn)過程中，提高轉(zhuǎn)化余熱、吸收余熱的回收率 成為重要的研究課題?，F(xiàn)有的生產(chǎn)工藝中，進入干燥塔的SA氣中水分含量高，造成干燥過 程的放熱量加大，吸收過程的放熱量相應(yīng)的減少；干燥過程的循環(huán)酸溫度不能過高，否則對 干燥產(chǎn)生不良影響；干燥酸濃度在94%左右，酸溫過高對設(shè)備的腐蝕性明顯加大，故干燥 過程產(chǎn)生的熱量一般難于回收用于生產(chǎn)蒸汽，而是直接被冷卻水帶走，通過涼水塔散發(fā)到 大氣中。在一般的硫鐵礦制酸(兩轉(zhuǎn)兩吸)過程中，SO2氣帶入干燥塔的水分量達(dá)到168 千克水/t硫酸，占整個生產(chǎn)硫酸所需水的85%以上；干燥放熱量達(dá)0. 228*106kcal/t硫 酸(其中一部分熱量來自凈化氣帶入水分的冷凝熱)，吸收循環(huán)酸需要移走的熱量達(dá) 0. M6*106kcal/t硫酸(其中部分來自轉(zhuǎn)化氣帶入的轉(zhuǎn)化余熱)。干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(dāng)串出酸溫度升高到200°C左右時，一吸產(chǎn)生 的余熱被完全帶出。吸收過程的余熱回收通常是將一吸循環(huán)酸溫提高到200°C左右，采用串 出的高溫酸加熱鍋爐給水即軟水或者加熱給水直接生產(chǎn)低壓蒸汽(一般采用加熱鍋爐給 水)，達(dá)到回收吸收過程余熱的目的。當(dāng)一吸高溫酸溫度到達(dá)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(shè)置低溫一吸塔即吸收副 塔，大量的SO3氣余熱在低溫吸收塔中被低溫吸收循環(huán)酸帶走，在高溫吸收塔中回收的余熱 不到0. 2*106kcal/t硫酸，占整個吸收余熱量不到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 收二吸的余熱沒有多大的意義。干燥后的SO2氣中含有微量的水分，一般要求在0. 1克/標(biāo) 準(zhǔn)立方米以下。一次SO3轉(zhuǎn)化氣進一吸塔的氣溫不能過低，否則會產(chǎn)生酸霧，對換熱設(shè)備產(chǎn) 生嚴(yán)重的腐蝕，一般要求在180°C以上；二次SO3轉(zhuǎn)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(chǎn)生酸霧。在實際的生產(chǎn)過程中，由于干燥水分指標(biāo)沒有達(dá)標(biāo)， 三換熱器的腐蝕非常嚴(yán)重，常常會發(fā)生換熱列管因腐蝕穿孔、發(fā)生氣流短路而影響轉(zhuǎn)化率 的現(xiàn)象。轉(zhuǎn)化過程產(chǎn)生的熱量一般由SO3氣直接帶入吸收塔，熱量由吸收循環(huán)酸傳給冷卻水 散發(fā)到大氣中。比較新穎的做法是將出轉(zhuǎn)化換熱器的一次轉(zhuǎn)化SO3氣溫度提高到270°C左 右，二次轉(zhuǎn)化的SO3氣出換熱器的溫度維持在155°C左右；對一次轉(zhuǎn)化的SO3氣帶出的反應(yīng) 熱進行部分回收后溫度下降到180°C左右，用于加熱鍋爐給水，可回收余熱0.072*106kcal/ t硫酸，回收余熱產(chǎn)汽率為0. 11噸蒸汽/t硫酸，占整個轉(zhuǎn)化放熱的。大部分的轉(zhuǎn)化熱 帶入吸收系統(tǒng)。生產(chǎn)要求出轉(zhuǎn)化換熱器進入吸收塔的轉(zhuǎn)化氣溫度不能過低，大量的轉(zhuǎn)化余熱必然 被帶入吸收系統(tǒng)，使得充分回收轉(zhuǎn)化余熱變得困難。因此將干燥塔的干燥負(fù)荷降低，出干燥 塔的水分含量也就會跟著下降，為充分回收轉(zhuǎn)化熱提供必要的條件，如何降低進干燥塔氣的水分含量對轉(zhuǎn)化余熱與一吸余熱的回收都有著重要的作用。采用一般經(jīng)典制冷的辦法 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(fā)一 種新型不需要消耗冷凍功制冷來分離sa氣中水分的工藝技術(shù)變得十分有益。

發(fā)明內(nèi)容
本發(fā)明旨在解決上述的技術(shù)難題，提供一種SO2氣中的水分分離的方法。本發(fā)明還提供了該方法的生產(chǎn)工藝。本發(fā)明解決問題所采取的技術(shù)方案是采用自發(fā)絕熱真空蒸發(fā)形成的低溫冷卻水 分離SA氣中的水分，將進干燥塔之前的SA氣中的水分含量明顯降低；絕熱真空蒸發(fā)產(chǎn)生 的負(fù)壓蒸汽作為后續(xù)一吸過程吸收循環(huán)酸的補加水，在稀釋器中被吸收循環(huán)酸吸收，使得 冷卻水的絕熱真空蒸發(fā)能自發(fā)進行。所述絕熱真空蒸發(fā)分兩段進行，一段在高溫度，產(chǎn)生較高壓力的負(fù)壓蒸汽去高溫 酸稀釋器，一段為低溫段，產(chǎn)生較低壓力的負(fù)壓蒸汽去低溫酸稀釋器，所述高溫段的蒸發(fā)溫 度大于10°c，優(yōu)選大于15°C低溫段小于15°C，優(yōu)選低于10°C。具體工藝步驟如下1、原料氣經(jīng)凈化后的凈化氣即SA氣進主風(fēng)機、二氧化硫氣由負(fù)壓變?yōu)檎龎?，水?分壓提高，便于氣相中水分的分離。2、從主風(fēng)機出來的SO2氣進入水冷器、采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，減輕后續(xù)低溫水冷的分離水分負(fù)荷。3、從水冷器出來的SA氣進入低溫水冷器、優(yōu)選采用填料塔即低溫水冷塔，采用絕 熱真空蒸發(fā)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，采用空氣將冷水 中的SO2解吸出來。5、冷卻水經(jīng)空氣解吸Sh后進入絕熱真空蒸發(fā)器制冷，水溫降低后得到低溫冷卻 水，去低溫水冷塔循環(huán)使用。6、絕熱真空蒸發(fā)分兩段進行，一段在高溫度，產(chǎn)生較高壓力的負(fù)壓蒸汽去高溫酸 稀釋器，一段為低溫段，產(chǎn)生較低壓力的負(fù)壓蒸汽去低溫酸稀釋器，7、從絕熱真空蒸發(fā)器出來的負(fù)壓蒸汽作為補加水去一吸循環(huán)酸的稀釋器，被循環(huán) 吸收酸吸收，使得絕熱真空蒸發(fā)自發(fā)進行，不需要消耗電功。8、從低溫水冷塔出來的低溫氣進入干燥塔干燥后進入轉(zhuǎn)化。所述的SO2凈化氣進入主風(fēng)機，SO2氣成為正壓狀態(tài)，體系中的水分分壓提高，出主 風(fēng)機的氣體絕對壓力一般在850mmHg以上，優(yōu)選在930mmHg以上。從主風(fēng)機出來的SA氣進入水冷器，采用涼水塔來的冷卻水將體系的氣溫降低到 39°C以下，優(yōu)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于20°c，優(yōu)選低于6°C，出塔凈化 氣即SA氣中水汽含量低于100千克/t硫酸，優(yōu)選低于20千克/t硫酸。從低溫水冷塔出來的冷卻水進入脫吸塔，采用生產(chǎn)過程補加的空氣將冷卻水中的 二氧化硫解吸出來，出塔水溫低于36°C，優(yōu)選低于32°C
將出脫吸塔的冷卻水進行絕熱真空蒸發(fā)制冷，冷卻水溫降低到20°C，優(yōu)選低于 6°C。本發(fā)明的工藝技術(shù)參數(shù)的確定如下1、出電除霧器的氣水分含量與溫度確定從凈化系統(tǒng)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(jīng)過主風(fēng)機升后氣壓達(dá)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，出水冷換熱器后SO2氣的水汽含量為115千克/ t硫酸。3、低溫水冷塔設(shè)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(yīng)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，采用補加的空氣解吸，將冷卻水中的二 氧化硫解吸出來。補加的干空氣量為690標(biāo)準(zhǔn)立方米/t硫酸，水分質(zhì)量含量為干空氣的 2%，以成品酸計算為17. 8千克/t硫酸。設(shè)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(fā)器的蒸發(fā)溫度與蒸發(fā)量確定從脫吸塔出來的冷卻水進入絕熱真空蒸發(fā)器，32. 2°C的冷卻水進行絕熱真空蒸 發(fā)，水溫從32. 2°C降低到3. 8°C，3. 8°C對應(yīng)的蒸汽分壓為6mmHg，對應(yīng)的蒸汽壓力800Pa。進入絕熱真空蒸發(fā)器的冷卻水量為2. 868t/t硫酸，需要蒸發(fā)的水分量為136. 9千
克/t硫酸。6、與后續(xù)一吸循環(huán)吸收酸的高溫酸稀釋器與低溫酸稀釋器相對應(yīng)，絕熱真空蒸發(fā) 分兩段進行，一段在高溫度，產(chǎn)生較高壓力的負(fù)壓蒸汽去高溫酸稀釋器，一段為低溫段，產(chǎn) 生較低壓力的負(fù)壓蒸汽去低溫酸稀釋器。設(shè)計確定高溫段的蒸發(fā)溫度為16°C，低溫段為 3. 8°C。稀釋一吸循環(huán)酸需要以負(fù)壓蒸汽加入的量為166. 8千克/t硫酸。一吸過程需要 的蒸發(fā)量大于絕熱真空蒸發(fā)的量，考慮到過程的冷量損失，絕熱真空蒸發(fā)過程蒸發(fā)的量要 大136. 9千克/t硫酸。在具體生產(chǎn)過程中可以向絕熱真空蒸發(fā)器高溫段補充適當(dāng)?shù)乃浚?使得蒸發(fā)量達(dá)到166. 8千克/t硫酸，多余的低溫冷卻水再從高溫蒸發(fā)段出口排出。本發(fā)明技術(shù)的優(yōu)越性本發(fā)明采用自發(fā)絕熱真空蒸發(fā)制冷的工藝技術(shù)，生產(chǎn)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(fā)產(chǎn)生的負(fù)壓蒸汽作為后續(xù) 一吸過程吸收循環(huán)酸的補加水，在稀釋器中被吸收循環(huán)酸吸收，使得冷卻水的絕熱真空蒸 發(fā)能自發(fā)進行。本發(fā)明在不需要額外冷凍功的條件下，依靠吸收循環(huán)酸對水分高度吸收形 成低負(fù)壓的蒸汽壓使得蒸發(fā)自發(fā)進行，產(chǎn)生大量的冷量，形成低溫冷卻水。本發(fā)明的重要意義
本發(fā)明在不需要額外冷凍功的條件下依靠硫酸對負(fù)壓水分的高度吸收形成的推 動力實現(xiàn)自動制冷過程，廉價解決了進入干燥塔水分含量高的問題，為實現(xiàn)轉(zhuǎn)化余熱與一 吸余熱的充分回收提供了必要條件。


下面結(jié)合附圖詳細(xì)描述本發(fā)明。附圖為本發(fā)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(chǎn)線為例每小時生產(chǎn)硫酸37. 5噸，轉(zhuǎn)化氣濃8. 3%。1、從凈化系統(tǒng)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(jīng)過主風(fēng)機升后氣壓達(dá)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，出水冷換熱器后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(yīng)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，采用補加的空氣解吸，將冷卻水中的 二氧化硫解吸出來。補加的干空氣量為25875標(biāo)準(zhǔn)立方米/h，水分質(zhì)量含量為干空氣的 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(fā)器，32. 2°C的冷卻水進行絕熱真空蒸 發(fā)，分為兩段絕熱真空蒸發(fā)一段為16°C下蒸發(fā)，一段為3.8°C下絕熱蒸發(fā)。6、從低溫水冷塔出來6°C的低溫氣進入干燥塔，對氣進行干燥處理。7、總計絕熱真空蒸發(fā)器的蒸發(fā)量為6沈2. 5千克/h。
權(quán)利要求
1.一種硫酸生產(chǎn)過程SA氣中的水分分離方法，其特征在于采用自發(fā)絕熱真空蒸發(fā) 形成的低溫冷卻水分離SO2氣中的水分，將進干燥塔之前的SA氣中的水分含量明顯降低； 絕熱真空蒸發(fā)產(chǎn)生的負(fù)壓蒸汽作為后續(xù)一吸過程吸收循環(huán)酸的補加水，在稀釋器中被吸收 循環(huán)酸吸收，使得冷卻水的絕熱真空蒸發(fā)能自發(fā)進行。
2.根據(jù)權(quán)利要求1所述的一種硫酸生產(chǎn)過程SO2氣中的水分分離方法，其特征在于所 述絕熱真空蒸發(fā)分兩段進行，一段在高溫段，產(chǎn)生較高壓力的負(fù)壓蒸汽去高溫酸稀釋器，一 段為低溫段，產(chǎn)生較低壓力的負(fù)壓蒸汽去低溫酸稀釋器，所述高溫段的蒸發(fā)溫度大于10°c， 優(yōu)選大于15°c，低溫段小于15°C，優(yōu)選低于6°C。
3.一種硫酸生產(chǎn)過程Sh氣中的水分分離工藝，它包括以下步驟(1)、原料氣經(jīng)凈化后的凈化氣即SO2氣進主風(fēng)機，SO2氣由負(fù)壓變?yōu)檎龎海址謮禾嵘?；O)、從主風(fēng)機出來的SO2氣進入水冷器，采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)、出水冷器后SA氣進入低溫水冷器，低溫水冷器優(yōu)選采用填料塔即低溫水冷塔，采 用絕熱真空蒸發(fā)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，采用空氣將冷水中的SA解吸出來；(5)、冷卻水經(jīng)空氣解吸SA后進入絕熱真空蒸發(fā)器制冷，水溫降低后得到低溫冷卻水， 去低溫水冷塔循環(huán)使用；(6)、絕熱真空蒸發(fā)分兩段進行，一段在高溫段，產(chǎn)生較高壓力的負(fù)壓蒸汽去高溫酸稀 釋器，一段為低溫段，產(chǎn)生較低壓力的負(fù)壓蒸汽去低溫酸稀釋器；(7)、從絕熱真空蒸發(fā)器出來的負(fù)壓蒸汽作為補加水去一吸循環(huán)酸的稀釋器；(8)、從低溫水冷塔出來的低溫SA氣進入干燥塔干燥后進入轉(zhuǎn)化。
4.根據(jù)權(quán)利要求3所述的一種硫酸生產(chǎn)過程SA氣中的水分分離工藝技術(shù)，其特征在 于所述的SO2凈化氣進入主風(fēng)機，SO2氣成為正壓狀態(tài)，體系中的水分分壓提高，出主風(fēng)機 的氣體絕對壓力一般在850mmHg以上，優(yōu)選在930mmHg以上。
5.根據(jù)權(quán)利要求3所述的一種硫酸生產(chǎn)過程氣中的水分分離工藝技術(shù)，其特征在 于從主風(fēng)機出來的SO2氣進入水冷器，采用涼水塔來的冷卻水將體系氣溫降低到39°C以 下，優(yōu)選在36°C以下。
6.根據(jù)權(quán)利要求3所述的一種硫酸生產(chǎn)過程Sh氣中的水分分離工藝技術(shù)，其特征在 于從水冷器出來的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于20°c，優(yōu)選低于6°C，出塔SA氣中水 汽含量低于100千克/t硫酸，優(yōu)選低于20千克/t硫酸。
7.根據(jù)權(quán)利要求3所述的一種硫酸生產(chǎn)過程氣中的水分分離工藝技術(shù)，其特征在 于從低溫水冷塔出來的冷卻水進入脫吸塔，采用生產(chǎn)過程補加的空氣將冷卻水中的二氧 化硫解吸出來，出塔水溫低于36°C，優(yōu)選低于32°C。
8.根據(jù)權(quán)利要求3所述的一種硫酸生產(chǎn)過程SO2氣中的水分分離工藝，其特征在于將 出脫吸塔的冷卻水進行絕熱真空蒸發(fā)制冷，冷卻水溫降低到20°C，優(yōu)選低于6°C。
全文摘要
本發(fā)明公開了一種SO2氣中的水分分離方法及工藝，它采用自發(fā)絕熱真空蒸發(fā)形成的低溫冷卻水分離SO2氣中的水分，將進干燥塔之前的SO2氣中的水分含量明顯降低；絕熱真空蒸發(fā)產(chǎn)生的負(fù)壓蒸汽作為后續(xù)一吸過程循環(huán)酸的補加水，在循環(huán)酸稀釋器中被吸收循環(huán)酸吸收，使得冷卻水的絕熱真空蒸發(fā)能自發(fā)進行。本發(fā)明在不需要額外冷凍功的條件下依靠硫酸對負(fù)壓水分的高度吸收形成的推動力實現(xiàn)自動制冷過程，廉價解決了進入干燥塔水分含量高的問題，為實現(xiàn)轉(zhuǎn)化余熱與一吸余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(yōu)先權(quán)日2010年11月7日
發(fā)明者曾維興 申請人:湖南新恒光科技有限公司