硫化氢湿法制酸
硫化氢治理办法
应用吸收、吸附和催化氧化等方法对工业生产过程排放的硫化氢(H2S)进行回收、利用或无害化处理。
?概述? 硫化氢产生于天然气净化、石油炼制，以及制煤气、制革、制药、造纸、合成化学纤维等生产过程。
硫化氢是无色气体，有刺激性恶臭，易挥发，燃烧时呈蓝色火焰。
硫化氢是大气的主要污染物之一，不仅危害人体健康，还会严重腐蚀设备等。
??脱硫方法? 基本上分干法和湿法两类：?干法?包括氢氧化铁法、活性炭法、克劳斯法和氧化锌法等。
?①氢氧化铁法:将铁屑和湿木屑充分混合,加0.5％氧化钙，制成脱硫剂，湿度为30～40％。
硫化氢同脱硫剂反应而被脱除，再生的氢氧化铁可继续使用。
其反应如下：?2Fe(OH)3?3H2S─→Fe2S3?6H2O2Fe2S3?6H2O3O2─→4Fe(OH)3?6S此法脱硫效率高，适于净化硫化氢含量低的气体，但设备占地面积大，脱硫剂必须定期再生和更换，操作条件差，因而已逐渐为湿法取代，或同湿法联合用于深度脱硫。
?②活性炭法：用活性炭吸附硫化氢，通氧气转换成单体硫和水，用硫化胺洗去硫磺，活性炭可继续使用。
此法不宜用于含焦油的气体。
?③克劳斯法：先把1/3硫化氢氧化成二氧化硫,再使它在转化炉内同剩余硫化氢反应，可直接从气相制取高质量熔融硫。
?④氧化锌法：粒状的氧化锌和硫化氢反应生成硫酸锌和水。
主要用于净化硫湿法?包括溶剂法、中和法和氧化法。
?①溶剂法：常用15～20％二乙醇胺水溶液吸收硫化氢，形成“复合物”，把富液加热到100～130℃，硫化氢被解析出来，经冷凝可得到高浓度硫化氢，再制成硫磺。
溶液再生后经换热器冷却继续使用，这种工艺叫胺洗。
工艺流程见附图。
此法特点是溶剂容易生产，价格低廉,工艺成熟,脱硫效率高，降解和蒸发损失小。
广泛应用于石油炼制的脱硫。
此法还可采用环丁砜、氨基异丙醇、聚乙醇醚、磷酸酯、碳酸丙烯酯、冷甲醇等作为溶剂。
但某些溶剂不适于重烃、芳烃含量高的气体脱硫。
?②中和法：硫化氢是酸性物质，可用碱性吸收液去除。
托普索WSA湿法制酸技术(煤化工)
WSA装置供货范围划分
• License 技术转让许可 • Basic Engineering 基础工艺设计 • Supervision and on-site training技术服务现场培训 • Proprietary Equipment 专有关键设备 • Catalyst 催化剂 • Spare Parts 备品备件
Based on 8,000 hrs/year
WSA和克劳斯CLAUS硫磺回收对比
(基于日产30吨硫磺)
Claus +SCOT+尾气燃烧
硫磺, t/d
30
硫酸, t/d
-
燃料消耗., Gcal/h
1.2
电耗, kWh/h
180
蒸汽产量, t/h
3.1
相对投资对比 (基于欧洲价格) 1
WSA 90 0 200 8.9 0.7
10
学品。冷却水消耗少。
环保装置，装置区域非常干净。 装置区域污染严重，有异味； 环
11
无异味。
境差。
结 论（Conclution）
• 排放达到环保排放要求，是一个环保装置； • 没有废水、废固体污染物产生 • 技术先进； • 操作弹性大（1：4） • 工艺简单、占地面积小、投资低； • 能效好，产生高压过热蒸汽； • 处理各种各样的原料，没有对含有大量的烃类、CO2等的限制； • 产品是商品级的浓硫酸（~98％）。
WSA湿法硫酸 和 克劳斯硫磺装置对比（一）
WSA 湿法硫酸装置
克劳斯硫磺装置
硫回收率高，SO2排放满足国家最 硫回收率低，尾气排放不达标，
1
新排放标准要求(<960mg/Nm3) ，甚至更低；无需尾气处理装
需要专门的尾气处理装置。同 时尾气排放掺入了大量的空气
湿法硫酸工艺流程简述
湿法硫酸工艺流程简述硫回收工艺，主要包括酸性气燃烧、SO2催化氧化、硫酸蒸汽冷凝、硫酸降温及调质等工艺步骤，达到H2S酸性废气处理，满足环保标准达标排放。
具体的工艺流程为：由低温甲醇洗装置送来的酸性气，与通过硫酸冷凝器换热后的热空气经燃烧器预混后在燃烧烧炉中发生燃烧热反应。
为避免空气中灰尘在硫酸冷凝器管程中沉积，一次风机空气入口设置空气滤清器，滤除空气中的灰尘。
燃烧炉内的酸性气燃烧温度约 1050℃，经二次空气掺混后温度约 945℃。
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上的不稳定问题，以及产品品质的下降。
酸性气燃烧炉与下游的废热锅炉直接连接，即燃烧后的热工艺气通过燃烧炉直接进入废热锅炉入口管箱。
SO2催化氧化为 SO3：热工艺气经废热锅炉降温后掺混高温空气，后进入 SO2反应器，在催化剂作用下，SO2催化氧化转化为 SO3，少量热空气在进反应器前补入到热工艺气中，以提高工艺气中的氧含量。
热工艺气以 420℃进入反应器第一床层，反应后温度提高至 518℃，后在第一段间换热器通过与装置所产蒸汽热量交换后降至 410℃，送入反应器第二床层，反应后温度升至 417℃，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 400℃，最后进入反应器第三床层R-2103，反应后最终气体温度约为 399℃，送出反应器。
出 SO2反应器的高温工艺气通过过程气冷却器降温至 280℃，离开过程气冷却器的工艺气温度高于露点温度约 22℃，以防止硫酸蒸汽冷凝沉积而造成设备腐蚀，同时有利于保护下游硫酸冷凝器，以及保护石英玻璃换热管。
硫酸蒸汽冷凝：在高温条件下，部分 SO3将水合反应生成 H2SO4蒸汽，随温度降低，水合反应的程度将加剧，在硫酸蒸汽冷凝器内进一步降低温度，促使硫酸蒸汽冷凝成硫酸。
热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工艺气交换热量而降低热工艺气的温度至 103℃，伴随热工艺气温度降低，硫酸蒸汽逐步冷凝于玻璃换热管上，后结成液滴，靠重力滴落在冷凝器的底部。
湿法硫酸工艺技术
湿法硫酸工艺技术湿法硫酸工艺技术是一种将矿石原料转化为硫酸的生产方法。
在湿法硫酸工艺中，主要涉及到矿石破碎、浸出、浸出液处理、硫酸浓缩等环节。
下面将以湿法硫酸工艺技术为主线，详细介绍湿法硫酸生产的流程和关键环节。
首先，湿法硫酸工艺的前提是具备足够的硫矿石资源。
硫矿石是硫酸生产的原料，常见的硫矿石有硫化铁矿、硫化铜矿等。
在硫矿石的选矿过程中，首先需要对原料进行破碎、筛分等步骤，使其达到适宜于湿法浸出的要求。
其次，在浸出环节中，利用浸出剂将矿石中的硫化物转化为硫酸根离子。
浸出剂一般选用稀硫酸、稀硝酸等，通过控制浸出剂的浸出速度和浸出温度，使得硫酸根离子与硫化物发生化学反应，生成硫酸。
使用稀硫酸作为浸出剂的工艺称为硫酸浸出法，而使用稀硝酸作为浸出剂的工艺称为硝酸浸出法。
浸出过程中，还需考虑控制浸出液的酸碱度、浸出时间等因素，以保证浸出效果。
然后，在浸出液处理环节中，对浸出后的溶液进行净化和分离。
处理浸出液主要目的是去除杂质，以获得纯度较高的硫酸。
处理方法包括浸出液的沉淀、过滤、洗涤等步骤，通过这些步骤可以去除悬浮物、阻塞杂质等。
最后，经过浸出液处理后，还需进行硫酸浓缩环节。
硫酸浓缩的目的是提高硫酸溶液的浓度，以满足不同工业用途的需求。
硫酸浓缩可以通过蒸发法、结晶法等方法进行。
其中，蒸发法是利用热能使溶液中的水分蒸发，从而提高浓度；结晶法则是通过降低溶液的温度，使其中的硫酸结晶并分离出纯硫酸。
综上所述，湿法硫酸工艺技术是一种将硫矿石转化为硫酸的方法。
该工艺主要包括矿石破碎、浸出、浸出液处理、硫酸浓缩等环节。
通过控制工艺参数和合理设备，可以实现高效、稳定地生产出纯净的硫酸。
湿法硫酸工艺技术在很多工业领域拥有广泛的应用，例如化工、冶金、电镀等。
硫化氢干法制酸装置管道腐蚀与选材
· ８·
硫磷设计与粉体工程
Ｓ Ｐ ＆ ＢＭＨ ＲＥＬＡＴＥＤ ＥＮＧＩＮＥＥＲＩＮＧ
硫磷设计与粉体工程
· ６·
Ｓ Ｐ ＆ ＢＭＨ ＲＥＬＡＴＥＤ ＥＮＧＩＮＥＥＲＩＮＧ
２０１９ 年第 ６ 期
硫化氢干法制酸装置管道腐蚀与选材
尤克勤
（ 中石化南京工程有限公司，江苏 南京 ２１１１００）
摘 要：随着国家对环境保护和安全生产的要求不断提高，装置长周期安全运行越来越受到重视。
针对硫化氢干法制酸装置各工段管道发生腐蚀的主要环境和现象，分析和探讨了引起管道腐蚀的原因，
全。 因此，对含硫化氢酸性气进行回收处理，不仅可
业主越发重视装置的长周期安全运行，不锈钢、耐蚀
以让硫资源得到再次利用，而且也可以达到保护环
合金、各种内衬以及纤维增强材料在硫酸工业中的
境的目的。 硫化氢制酸工艺可分为干法和湿法，其
应用日益普及，不仅提升了系统的可靠性，也延长了
中干法制酸工艺主要由硫化氢焚烧、净化、转化、干
段介质腐蚀性极强，管道选材尤为重要。
属硫化物的摩尔体积与金属原子的摩尔体积的比
２．２．１ 腐蚀原因分析
值，即庇林 － 贝德沃斯比（ Ｐｉｌｉｎｇ － Ｂｅｄｗｏｒｔｈ Ｒａｔｉｏ） 较
净化工序含 ＳＯ ２ 的稀硫酸对钢铁有着特别强烈
金属氧化物的庇林 － 贝德沃斯比大，且通常大于 ２，
的腐蚀作用，因为除了稀硫酸的腐蚀外，ＳＯ ２ 水溶液
时，ＳＯ ２ 的存在可使碳钢的氧化速率增加为干空气
时的 １０ 倍 ［２］ 。
２．１．２ 管道材料选择
在焚烧炉前，如果装置使用硫化氢原料为干燥
气，管道材料可以使用碳钢；相反原料气为湿硫化氢
气时，管道材料需采用应选用抗氢致开裂（ ＨＩＣ） 碳
硫化氢制酸装置基础设计方案
硫化氢制酸装置基础设计方案目录一､设计依据........................................................................................................... 二､设计采用的工艺技术: .................................................................................... 三､装置设计规模和运行的技术经济指标: ........................................................ 四､烟气制酸装置设备清单 .................................................................................. 五､非标设备设计采用的主要标准､规范 .......................................................... 六､自动控制及仪表 .............................................................................................. 七､水､电规格要求 .............................................................................................. 八､装置建设投资...................................................................................................按照业主提供烟气制酸条件,特编制本基础设计方案｡一､设计依据1､建厂原则(指导思想):成熟适用的工艺技术,设备经久耐用,质量好,技术经济好､环保达标,建设速度快,费用省｡2､装置范围:自硫化氢焚烧炉出口起,至吸收塔尾气排放烟囱出口止,此范围内的工艺配管､化工设备､电器､仪表自控､上､下水(含装置区内的循环水系统),等的全套装置｡3､设计条件:烟气量为8000Nm2/h, SO2 6.5%, O2 10%, H20 8.5%(3)气压:年平均气压夏季平均气压 96.5kPa冬季平均气压 98.26kPa(4)海拔高度: +300m(5)气温:年平均气温 18.0℃极端最高气温 39.5℃最热月平均气温 26.5℃极端最低气温 -3.0℃(6)湿度:最热月平均相对湿度 82%最冷月平均相对湿度 82%(7)降雨量:年平均降雨量日最大降雨量时最大降雨量历年平均积雪深度(8)地震烈度: 7度(9)地表水水温:夏季~18℃,冬季~12℃｡(10)常年主导风向为 ,年均风速 m/s,最大风速 m/s｡瞬时最大风速 m/s｡(11)工作制度:年生产333天,三班制连续生产｡(12)环保水平:符合国家环保标准二､设计采用的工艺技术:净化工段:采用成熟的､并经充分证实效果很好的“绝热蒸发封闭稀酸洗净化工艺”,即为“动､填､电”流程｡配置为逆喷洗涤器､填料洗涤塔､高效电除雾器等｡稀酸冷却采用板式换热器,使炉气获得高的除尘､除雾效率｡逆喷洗涤器､填料洗涤塔均为落地式布置,降低了泵的扬程,同时还大大降低了土建成本,节约了施工周期｡由于净化工段为负压操作,为防止气体管道及设备抽坏,在电除雾器后设置安全水封以保护设备和管道｡流程简述:烟气首先进入余热锅炉降温后进入逆喷波洗涤器,与喷入逆喷洗涤器的5~15%稀硫酸接触,经绝热增湿洗涤,炉气温度由~320℃降温至~65℃,炉气中大部分矿尘被洗涤进入稀酸中｡出口炉气依次进入填料洗涤塔､高效电除雾器除雾,使酸雾降至0.03g/Nm3后,进入干燥塔｡转化工段:设计按国产触媒采用(3+1)ⅢⅠ—ⅣⅡ转化工艺流程,换热系统采用高效低阻力换热器｡换热流程采用外部换热流程,全转化系统采用应力全消除设计,转化率≥99.80%,尾气中的SO2≤140PPM.流程简述:出干燥塔的气体依次经过第Ⅲ､Ⅰ换热器升温后,进入转化器的第一段进行转化｡经一段反应后,经第Ⅰ换热器降温,使温度降至465℃,进入转化器第二段催化剂床层进行催化反应,然后出转化器进入第II换热器降温至430℃进入转化器第三段催化剂床层进行反应｡从转化器第三段出口的气体,进入第III换热器降温,进入第一吸收塔,在一吸塔中气体中的SO3被吸收,再经过塔顶的除雾器除去酸沫后,再依次通过Ⅳ､II换热器换热的壳程,气体被加热至420℃左右进入转化器第四段催化剂床层进行第二次转化,转化器第四段出口气体通Ⅳ换热器降温进入第二吸收塔,在第二吸收塔中,气体中的SO3被吸收后并经过塔顶的除雾器除去其中的酸雾,出二吸塔的尾气由尾气烟囱放空｡为调节和控制各层的反应温度,转化工段设置了必要的副线和阀门｡干吸､成品工段:干吸采用高温吸收工艺,有利于系统热平衡,减少酸雾,节省酸冷器面积｡采用高效､低阻力填充塔,干吸塔内设新型管式分酸器和两层合金丝网除沫器｡酸液流程采用:塔—槽—泵—器—塔;酸泵采用高效耐用的LSB型立式合金泵;冷却器采用高效耐用的新型阳极保护浓酸(316L合金)冷却器｡干燥､吸收酸的热量,通过各自的阳极保护管壳式酸冷却器冷却换热｡干吸系统通过串酸､加水和产出成品酸来维持各塔循环酸浓度和循环槽的液位｡产品酸为93%､98%工业浓硫酸｡产品酸从管壳式冷酸器出口酸侧直接引出经计量后,送往贮酸罐作为成品酸｡成品酸从贮酸罐经酸泵送入装酸高位槽装汽车,设成品酸槽可确保成品停车或检修时排酸,同时成品酸罐可以低位配置｡防腐保温:转化系统设备及管道保温采用复合硅酸盐,外刷防水涂料,其它外露金属设备和管道刷防腐漆二遍,高温外露设备刷耐高温油漆二遍｡三､装置设计规模和运行的技术经济指标:硫酸 ~20000t/a净化率≥98.5%转化率≥99.8%吸收率≥99.95%酸雾≤0.03g/Nm3水份≤0.1g/Nm3尘≤0.005g/Nm3产品质量 93%､98%工业浓硫酸质量符合国家标准GB534-2002要求四､烟气制酸装置设备清单(一)装置主要自控仪表清单(二)自控设备清单五､非标设备设计采用的主要标准､规范TSGR0004-2009 压力容器安全技术监察规程GB150—2011 钢制压力容器GB151—1999 钢制管壳式换热器JB/T4710—2005 钢制塔式容器HG/T20583—2011 钢制化工容器结构设计规定HG/T20584—2011 钢制化工容器制造技术要求HG/T20592—2009 钢制管法兰型式､参数JB/T53032—92 管式电除雾器IEC 国际电气公司标准HG/T20676—1990 砖板衬里化工设备JB/T4735.1-2009 钢制焊接常压容器HG/T20678—2000 衬里钢壳设计技术规定HG20640-1997 塑料设备HG/T20696-1999 玻璃钢化工设备设计规定HGJ210—83 圆筒形钢制焊接贮罐施工验收规范HG/T20580-—2011 钢制化工容器设计基础规定HG/T20668-2000 化工设备设计文件编制规定GB/T700—2006 碳素结构钢GB709—88 热轧钢板和钢带的尺寸､外形､重量及允许偏差GB/T5117 碳钢焊条GB/T1470 铅及铅锑合金板GB1472 铅及铅锑合金管GB/T8488 耐酸砖GB/T4219 化工用硬聚氯乙烯管材GB/T4220 化工用硬聚氯乙烯管件GB/T4454 硬聚氯乙烯板材GB/T4218 化工用硬聚氯乙烯管材耐蚀度试验方法ZB J88001.4 电除尘器气流分布测试ZB J88001.5 电除尘器压力降测试ZB J88001.7 电除尘器空载通电升压试验方法ZB K46008.1 高压静电除尘用整流设备ZB K46008.2 高压静电除尘用整流设备试验方法六､自动控制及仪表1､设计采用的标准､规范《过程､检测和控制流程图用图形符号和文字符号》 (GB2625) 《过程､检测和控制系统用图形符号和文字符号》 (HG20505) 《分散型控制系统工程设计规定》 (HG/T20573-95)2､自动化水平根据工艺设备配置和操作特点,采用集中与分散监控相结合的方式｡本装置检测参数较多､相互关联密切,为确保系统运行稳定可靠,监控系统采用控制器､电源､I/O等模件均具有冗余功能的DCS系统,DCS系统设备采用浙大中控的产品,系统预留通讯端口,以便于与其它管理计算机进行通讯｡DCS电源用在线式UPS｡现场仪表设备根据不同使用需要,分别采用国产､合资组装的设备,其目的就是要保证仪表设备在各个参数的检测与控制中工作可靠性;因制酸工艺环境的特点是高温､含尘､腐蚀性强,现场仪表选型时充分考虑工艺介质的特点,原则是可靠､先进､性价比较优｡主要调节､联锁控制回路有:1.逆喷洗涤器循环泵断流(或出口压力低)自动加水联锁;2.锅炉汽包液位自动给水三冲量调节及连锁3.电加热器与SO2主风机联锁;4.转化一段温度自动调节;5.转化四段温度自动调节;6.干吸循环槽液位自动产酸调节;7.吸收酸浓度自动加水调节;3､仪表选型(1) 温度仪表温度测量选用铂热电阻和热电偶,在温度低于300C°时将选用铂热电阻,在温度高于300C°时选用镍铬-镍硅热电偶｡就地温度仪表测量采用双金属温度计｡(2)压力仪表压力变送器选用智能压力变送器,输出信号均为两线制标准的4-20mADC｡所有压力,差压变送器均带有现场指示表头｡就地压力的测量一般采用普通弹簧管压力表,测量有腐蚀性的介质,选用隔膜式压力表,隔膜材质将根据不同的工艺介质分别用F4和合金材料｡对于转化工段及干吸工段的微压及微负压的测量将采用不锈钢膜盒压力表｡(3)液位仪表所选用的液位传感器将是性能稳定可靠的,且能满足工艺精度要求液位计｡硫酸储罐液位测量选用防腐型雷达液位计,硫酸循环槽的液位测量选用防腐型顶装式液位变送器｡输出信号均为两线制标准的4-20mADC,防护等级均为IP65｡(4) 流量仪表硫酸流量选用电磁流量计,水的流量测量采用标准孔板｡上述各种流量仪表都选用智能变送器,输出信号均为两线制4-20mA的标准信号,防护等级均为IP65,其接液部分材料将根据具体的工艺介质和场合而定｡(5)分析仪表分析仪表选用能够对工艺参数进行连续测量的在线式分析仪表,进转化工段SO2浓度分析采用热导式SO2气体分析仪,并配有相应的予处理装置,安装于现场保护箱｡98%酸浓分析采用无电极电导式分析仪,93%酸浓分析选用超声波分析仪｡(6)调节阀调节阀选用电动型调节阀,配套智能电子执行机构,控制信号为4~20mA,所有调节阀均带阀位反馈信号｡转化工段温度调节采用调节蝶阀,对于温度高于450℃时将使用高温型调节蝶阀｡干吸工段硫酸流量调节选用防腐型调节阀｡(7)控制室和操作室设置净化､转化､干吸､成品工段在相对集中的地方设置一个总控制室｡整个装置的控制在总控制室完成｡七､水､电规格要求(1)工业用水水温一次水≤20℃循环水≤30℃压力≥3kgf/cm2(表)混浊度 <50PPM循环水量 200m3/h补充新鲜水量 7.5m3/h2､电源(1)电源:以380/220伏50赫,三相四线制交流电源,单电源分段母线供电｡(2)电动设备总装机容量约600kW(包括检修､照明用电),其中正常生产用电容量约250kW｡(3)年耗电量平均每吨硫酸(100%H2SO4)约115度｡八､装置建设投资(含设计､制造､采购､安装､调试和运输费,不含土建费)人民币:万元1､冶化设备 351.62､工艺配管 60.03､常规电器(含变压器､不含高压柜) 100.0 4､DCS仪表自控 70.05､装置内上､下水(含装置内循环水系统) 30.06､装置内操作钢平台､爬梯､栏杆等 30.07､装置内保温､油漆 25.0 8､调试､开车指导费 5.09､设计费 20.010､运输费 20.0合计:柒百壹拾壹万陆仟元¥711.6万元九､技术经济分析1 产品成本和费用估算(1) 主要原辅材料价格(含税)电,0.80元/度;冷却水,2.5元/t｡(2) 工人工资及福利费人均工资及福利费35000元/年,定员为20人｡(3) 固定资产折旧费固定资产综合折旧年限为12年,残值率5%｡固定资产按1000+250(土建及其他)共1250万计算(不含土地费用)｡(4) 固定资产维修费按固定资产原值3.0%计算｡(5) 销售费用生产的硫酸和蒸汽全部自用,无销售费用｡(6) 其它费用其它费用是为制造费用､管理费用中扣除工资及附加､折旧费､摊销费､维修费后的费用｡为简化计算,其它管理费用年工资及福利费总额的50%估列;其他制造费用按销售额1%估列｡2 财务评价2.1 财务评价说明(1)产品方案与建设规模年产硫酸20000吨,同时副产饱和蒸汽20000吨｡(2) 建设与生产规划工程建设期按半年,第1年即可开始满负荷生产｡工程经济寿命期12年｡(3)产品售价(含税)硫酸价格400元/吨,饱和蒸汽120元/吨,并以此计算经济效益指标｡(4) 税金不计算税金｡2.2 财务评价指标各方案财务指标汇总如下表｡2.3结论综上所述,本项目在硫酸价格为400元/吨情况下运行,财务指标较好,财务评价可行｡。
硫磺制硫酸生产工艺
三、硫酸产品说明。
硫酸装置的主要产品是98%硫酸及105%硫酸。 1 、产品特性 硫酸是重要的基本化学工业产品之一，外观为无色透明的油状液体。广泛应用于化 肥、合成纤维、军工、冶金、石油化工和医药工业等部门。 2、 硫酸的化学性质 a、硫酸是一种强酸，它的化学性质非常活泼，它能与金属直接反应，生成该金属 的硫酸盐，所以它对金属有强烈的腐蚀性。例如： Zn十H2SO4＝ZnSO4十H2 Fe＋H2SO4＝FeSO4＋H2 b、硫酸与金属氧化物作用时，生成该金属的盐，利用此法可制取相应的金属盐类 Fe2O3＋3H2SO4＝Fe2（SO4）3十3H2O CuO十H2SO4＝CuSO4十H2O C、硫酸与其它酸类的盐相作用时，可以制造很多种类的酸 如： 2NaCl＋H2SO4＝Na2SO4＋2HCl Ca3（PO4）2＋3H2SO4＋2H3PO4＋3CaSO4 CaF2＋H2SO4＝2HF十CaSO4 d、硫酸与氨及其水溶液作用生成硫酸铵 2NH3＋H2SO4＝（NH4）2SO4
3、工艺流程图
4、液硫贮存正常操作主要控制指标与控制
序号 序号指标名称 单位 控制范围
1
2 3
各贮槽液硫温度
地下槽液位（以槽底为基准） 低压蒸汽压力
℃
m MPa
135～145
0.8－1.6 ≥0.45
（二）、 空气的干燥
1、空气干燥的目的
空气干燥的目的使用93%酸干燥空气和硫化氢装置来的潮湿炉气， 以保证转化工序炉气的水份合格。水分本身对触媒无直接毒害作用，所 以有湿法转化———冷凝成酸的流程。但是在一般制酸过程中炉气都经 干燥除水后进入转化系统，并严格控制炉气中的水分含量指标。 这主要有几个原因：
硫化氢
湿法制硫酸工艺在我国的应用
湿法制硫酸工艺在我国的应用摘要：与其他工艺相比，湿法制备硫酸的工艺比较简单，工艺流程较短，占地面积小，设备少，废热可以回收利用，可处理二氧化硫浓度较低的酸性气体。
硫回收工艺的选择要考虑其经济性、技术性，并且废气排放指标必须满足国家现行环保要求。
关键词：硫酸工艺；制备；应用现状湿法制硫酸工艺在我国得到了较快地发展，主要是作为处理脱硫单元酸性气的环保装置。
一般装置规模较小，用于将生产中含硫酸性气体直接制酸，得到商品级的浓硫酸，尾气达标排放。
1 湿法制硫酸技术的工艺原理二氧化硫酸性气湿法制硫酸工艺主要包括3个步骤:①二氧化硫烟气首先经前端激冷除尘降温等一系列净化装置成为洁净的烟气;②SO2和O2在催化剂的作用下进行转化生成SO3;③SO3和水蒸气结合成气态硫酸并冷凝成产品硫酸。
1) 二氧化硫净化，来自冶炼的高温烟气，首先进入动力波洗涤塔，急冷降温除尘。
该区域的液体表面更新速率很快，所以动力波可以在降温的同时高效除尘。
经过除尘降温后，烟气进入冷却塔。
在塔内填料层气液接触洗涤降温。
洗涤液经稀酸冷却器降温后重复使用。
降温后的烟气经电除雾脱除酸雾至20mg/Nm3以下后，送至后续系统。
2)SO2湿式催化氧化。
SO2气体依次通过转化器内各段催化剂床层并经层间换热，最后一段出口SO3气体经气体冷却器冷却或过热器/省煤器回收热量后，温度降至260～300℃进入冷凝器。
根据燃烧生成的SO2含量高低，转化器可分别设置成一段至四段不同段数，以保证最终SO2转化率达99%。
3)冷凝成酸。
经湿法转化后的SO3与气体中的水蒸气结合形成气态硫酸，与冷空气换热后，在冷凝器中冷凝成液态硫酸。
冷凝器是湿法制硫酸中的关键设备，是一个垂直降膜冷凝器/浓缩器，装有耐酸并抗震的玻璃管。
工艺气以278℃温度进入硫酸蒸汽冷凝器，沿管程由下向上流动。
壳程内送入的空气作为冷介质与热工艺气交换热量而降低热工艺气的温度至95℃，伴随热工艺气温度降低，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。
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硫化氢湿法制酸 一． 背景 硫化氢是世界上重要的硫资源之一，在石油炼 制、天然气生产企业中，硫的化合物在化学加工、转 化和提炼过程中，以及处理含硫原料的有关企业，都 能产生含硫化氢的酸性气体。硫化氢气体有毒，且 易燃易爆，不能直接排放，国家排放标准最高允许排 放浓度为10mg/m3。因此，对硫化氢气体进行回收，既是环境保护的要求，也是资源利用的需要。如 何回收和处理含有硫化氢的酸性气，是目前亟待解 决的一个重要课题。 在我国，从含硫化氢的酸性气中回收利用硫的 方法主要有硫回收和酸回收两种情况一般而 言，硫回收用得比较多，其工艺种类繁多，但基本是 在克劳斯技术基础上发展起来的，主要有加拿大 Delta公司的MCRC 法、德国鲁奇公司的Sulfreen法、荷兰Comprimo公司的SuperClaus法、德国林德 公司的Clinsulf法等。对于φ( H2 S) 高于15% 的气 体，通常用克劳斯法回
收生产硫磺;对于低浓度硫化 氢气体，往往用湿式氧化法回收生产硫磺。克劳斯 法含硫尾气需要进一步处理，而湿式氧化法回收硫 磺质量较差，影响销路。与克劳斯硫磺回收工艺相 比，酸性气直接制硫酸工艺流程简单、经济效益好，是一个可供选择的较好的硫回收工艺。用硫化氢制 造硫酸是 1931 年由前苏联 й. E. 阿杜罗夫和 д. B. 格尔涅提出来的，德国鲁奇公司首先将其付诸实施。 近年来，随着工艺技术的不断发展，拓宽了对原料气的适应范围，提高了产品浓度并回收利用了工艺反 应的废热，硫化氢制酸的方法得到了更为广泛的应 用。硫的回收直接制取硫酸省去克劳斯装置，根据 二氧化硫催化氧化的工艺条件，用硫化氢生产硫酸 有两条工艺路线: 干接触法与湿接触法。干接触法 是将H2S气体燃烧成SO2后，采用与传统的硫铁矿 制酸工艺相似的方法冷却净化、干燥、催化氧化和吸 收。湿接触法则由于 H2 S
在分离过程中已经进行 过洗涤，不需要进行冷却净化、干燥，在水蒸气存在 的条件下将SO2催化氧化成SO3，并直接凝结成酸。 湿法技术比较简单，流程短，设备少，可回收废热，特 别适合处理H2 S 浓度低的气体。选择硫回收工艺
主要应考虑经济性、技术性，并 能达到国家现行的环保指标。随着环保要求日益严 格，煤化工、炼油、冶金等行业含硫化氢酸性气净化 中的硫回收工艺都存在尾气处理的问题。如果不采 用尾气处理装置，硫的回收率只有94%左右，大量 SO2排入大气中，造成严重的环境污染。如果采用 尾气处理装置，则装置工艺流程复杂，操作难度大，且生产成本高。目前国内已有 70 多套克劳斯硫磺 回收装置，有20多套带有尾气处理装置，但只有l7 套能达到国家排放标准。在通常情况下，建设具 有同等处理能力的尾气处理装置投资要大于利用尾 气直接制硫酸的装置。为了避免克劳斯工艺为提高 硫转化率而增设复杂的尾气处理工艺、降低生产成 本、提高生产过程能量的综合利用，可以认为当前应 该把发展的重点放在酸性气直接制酸技术的研究上，而不是对现有硫磺回收工艺做重大优化。
二． 流程 工艺流程如图所示，含有硫化氢、二硫 化碳或有机硫化合物的原料气在焚烧炉内进行焚 烧，使硫化合物转化成 SO2 。燃烧所需的工艺空气 通过热空气鼓风机提供，所配的空气量按含硫化氢 的酸性气体完全燃烧生成 SO2 而定。焚烧炉分为还原段、氧化段，控制还原段燃烧温度在 900 ～ 1 000℃ ，从而减少燃料型、热力型氮氧化物生成; 氧化段 温度为 1 100 ～ 1 200 ℃ ，保证含硫化氢的酸性气体 充分燃烧并转化为 SO2 。当焚烧低浓度气体时，需 要提供辅助燃料，以使燃烧室达到足够高的温度，确 保燃烧完全。焚烧炉下游设有锅炉以中压或次高压 蒸汽的形式回收焚烧热量，同时将燃烧气冷却到催化剂的工作温度 400 ～ 420 ℃ 。
制酸装置的工艺流程示意 焚烧、冷却后，仅含有二氧化硫和少量三氧化硫 的工艺气进入二氧化硫转化器。转化器分为3 段， 每段都装有托普索 VK 系列催化剂，SO2 在转化器 内氧化生成 SO3 ，转 化 率 可 达 到 99. 7% 。 反 应 式 如下:
SO2 + 1 /2O2 SO3 + 100. 2 kJ / mol 转化反应为放热反应，并随温度的上升反应速 度下降。为此，必须在两催化床层之间设有冷却器。 在确保下游床进口的工艺气具有最佳操作温度的同 时，将每段反应放出的大量反应热回收送入汽包中，副产 6. 0 MPa，250 ℃ 的饱和蒸汽。托普索公司开发 的 WSA 工艺采用熔盐作热载体，能回收气体中热量 副产中压或次高压蒸汽。随后开发的第 2 代 WSA 工艺在冷凝设备上更有所创新，采用空气冷却的石 英玻璃管降膜式冷凝器。由于熔盐在交换器内固化 会导致管道系统和阀门受到损坏，故第 3 代 WSA 工 艺利用低压蒸汽取代熔盐作热载体。在第一、二床层间，工艺气通过床层间的冷却 器与中压或次高压蒸汽换热，温度从 560 ～ 580 ℃ 降至 400 ～ 450 ℃ ; 在第二、三床层间，工艺气被 6. 0 MPa 饱和蒸汽冷却，温度从 460 ～ 480 ℃ 降至400 ～ 450 ℃ ; 工艺气离开第三段催化剂床层后进 入气体冷却器，被 6. 0 MPa 饱和蒸汽进一步冷却，温 度从 400 ～ 420 ℃ 降至 260 ～ 290 ℃ ( 硫酸蒸气露点 以上) 。 工艺气冷却器出来的气体经与酸雾控制单元来 的含硅晶核气流混合，使酸雾长大，工艺气自下而上 在管内流动，被管外的空气冷却，在 WSA 冷凝器中 冷凝成酸。反应式如下: SO3 ( g) + H2 O( g) H2 SO4 ( l) + 151 kJ / mol 冷凝器为立式管壳式降膜冷凝器，冷凝管 由多组并联的玻璃管组成。为了增加强度，提高热 交换系数，采用石英玻璃管替代原硼酸盐玻璃管。 硫酸在冷凝器管壁上冷凝向下流动，该酸在 260 ℃ 时，在硫酸冷凝器底部收集，得到 w( H2 SO4 ) 约 98%的硫酸。离开冷凝器的尾气温度约为 100 ℃ ，可直 接进入烟囱，尾气中的酸雾和二氧化硫浓度可达到 国家环保排放标准限值的要求。冷凝器中分离出的温度约为 260 ℃ 的热 成品硫酸与部分从硫酸冷却器来的低温循环酸( 温 度约 40 ℃ ) 混合后，温度降至 60 ℃ 进入硫酸中间 槽，再由酸泵送至硫酸冷却器冷却后循环利用，多 余的硫酸作为产品送入成品硫酸中间罐。 三． 计算。
1) 需要加入的空气的量。 尾气含量为 组分 H2S CO CH4 C2H6 C3H6 C2H4 CO2 N2 H2 体积30.91 0.05 1.28 0.68 0.04 2.68 62.84 0.75 0.77 （NM3/h） 已知当地气温17°c，气压为101.57kpa，根据nRTPV，可求的其摩尔流量，再根据化学反应方程式计算出需要的氧气量，进而由万能方程计算出需要的氧气。由于空气中氧气的占的比例是21%，所以可得下表。 体积流量 摩尔流量 需要氧气 氧气体积 需要空气 实际（过量系数2.5） 组分 NM3/h mol/h mol/h m3/h(17°c) m3/h(17°c) m3/h(17°c)
H2S（98%转化为SO2） 30.2918 1352.287 2028.431 51.139 243.521 608.802
H2S（2%转化为SO3） 0.6182 27.598 55.195 1.392 6.626 16.566
CO 0.05 2.232 1.116 0.028 0.134 0.335 CH4 1.28 57.142 220.532 5.560 26.476 66.189 C2H6 0.68 30.357 106.248 2.679 12.755 31.889 C3H6 0.04 1.786 8.036 0.203 0.965 2.412 C2H4 2.68 119.641 358.922 9.049 43.090 107.725 CO2 62.84 2805.305 0.000 0.000 0.000 0.000 N2 0.75 33.482 0.000 0.000 0.000 0.000 H2 0.77 34.374 17.187 0.433 2.063 5.158 总和 100 --- 2795.667 70.482 335.631 839.076 因此求得需要空气为839.076m3/h。 2）.焚烧炉的温度。 由上图计算: ∆H1+∆H2+∆H3=0,另外2,112bTbTaCTCnHppdTT
对于a,b,c由下表可查
则对于∆H1求其值为见下表。 mol/h a b c T1/.K T2/K △H1 H2S（0.98） 1352.287 30.03 0.013067 3.11E-06 298 308 463494.543
H2S（0.02） 27.598 30.03 0.013067 3.11E-06 298 308 9459.072
CO 2.232 28.69 0.000183 4.61E-06 298 308 651.076 CH4 57.142 18.15 0.0602 -4.90E-06 298 308 20537.160 C2H6 30.357 6.53 0.171067 -5.50E-05 298 308 16184.110 C3H6 1.786 6.77 0.2184 -7.80E-05 298 308 1174.683 C2H4 119.641 6.3 0.140717 -5.30E-05 298 308 52726.747 CO2 2805.305 22.61 0.056083 -2.50E-05 298 308 1046595.299 N2 33.482 29.13 -0.0017 5.56E-06 298 308 9751.629 H2 34.374 28.46 0.001167 4.44E-07 298 308 9918.505 H2O 240.174 31.8 0.004467 5.11E-06 298 308 80752.996 H2O(空气 484.207 31.8 0.004467 5.11E-06 298 299.58 25698.444 O2(空气） 6989.168 26.2 0.011317 -2.50E-06 298 299.58 324192.430 N2（空气） 26292.583 29.13 -0.0017 5.56E-06 298 299.58 1209649.914 总和 3270786.609 ∆H1=3270786.609 J/h。