年产20万吨硫磺制酸工艺设计(编辑修改稿)

年产20万吨硫磺制酸工艺设计(编辑修改稿)内容摘要：

漏的点多 ,控制麻烦。 第一吸收塔酸循环泵输送的循环酸温度较高 ,这样就对酸泵的耐腐蚀性能提出了较高的要求 ,就国内目前制造酸泵的材料而言 ,尚不能满足要求。 而且投资费用较高。 2. 流程二与流程三相似 ,设备数量相近 ,但与流程三相比 ,由于吸收塔的循环酸温较高 ,因此酸循环槽中酸温度较高 ,对循环酸泵和酸冷却器的耐腐蚀性能要求高，同样的。 国内目前制造酸泵的材料而言 ,也不能满足要求；又由于流程二的串酸量大 ,串酸管线多 ,因此酸泵的扬量大 ,电耗多 ,操作费用高，控制点也多。 且由于一次转化后炉气中 SO2的含量仍较大 ,它在一吸塔内吸收时溶解到酸里流入酸循环槽中 ,溶解在酸中的 SO2 一部分由一吸塔酸循环泵送到一吸塔 ,经解析后进入二次转化 ,一部分由二吸塔酸循环泵送到二吸塔中经解析后排入大气 ,因此造成了尾气中 SO2含量超标 ,造成对周围环境的污染及硫资源的浪费。 3．流程四虽然其流程简单、设备数量少、控制点少 ,但对于大、中型硫酸装置而言 ,由于三塔合一槽 ,合用一台酸循环泵 ,所以酸泵的扬量大 ,而目前国内大扬量酸泵和酸冷却器的设计及制造尚无业绩。 无法在实际运用。 但 相信随着制造业的不断发展 ,今后 ,此流程将会被逐步采用。 而对于中小型硫酸装置 (小于160 kt/ a) 而言 ,此流程可节省投资 ,操作简便 ,降低操作费用。 4. 采用流程三的干吸流程（见图 ） ,可改变流程一的复杂和繁琐 ,避免了流程二吸收过程中酸里溶解的 SO2 在二吸塔解吸而污染大气 ,解决了流程四中大扬量酸泵等设备制作困难的矛盾。 此外 ,流程一与流程二不仅适用于硫磺制酸装置 ,也适用于硫铁矿及冶炼烟气等制酸装置 ,使用范围较广；如果想利用吸收酸显热加热锅炉给水 ,采用流程一或流程二比较有利。 国内大部分硫磺制酸企业是 由硫铁矿制酸改造来的 , 干燥用 93% 酸、吸收用 98% 酸 , 沿用了以前硫铁矿制酸的干吸流程 , 例“ 3 塔 3 槽”、“ 3 塔 2 槽” (吸收合用 ) 等 , 这样配管贵州大学毕业论文 (设计 ) 第 16 页 多 , 操作复杂。 由于干燥的是空气 , 干燥酸最好用 98% 酸。 中小型硫磺制酸装置应采用“ 3 塔 1 槽” (混酸槽装有开孔隔板 ) ； 大型硫磺制酸装置应采用干燥、第 2 吸混酸槽合一 , 1 吸单独设混酸槽的干吸流程 , 这样简化了管道 , 减少了投资 ,开车和正常操作更加容易 , 也有利于低温废热的利用。 需要 93% 酸的企业可采用成品 98% 酸加水稀释配制的方法。 近年 来 , 阳极保护技术在干吸工段得到了广泛应用 , 如阳极保护不锈钢管壳式浓硫酸冷却器、阳极保护不锈钢浓硫酸管道、阳极保护不锈钢槽管式分酸器、阳极保护不锈钢混酸槽等 , 大大降低了设备腐蚀速率 , 延长了设备的使用寿命 , 提高了浓硫酸 的质量 , 提高了系统的开车率 , 值得推广。 转化流程的选择论证 【 7】 自从 20世纪 60年代来硫酸生产中 SO2转化工艺最大的进步是采用了了两次转化、两次吸收的工艺，即两转两吸。 该工艺的关键是保持转化工序的热量平衡，使转化反应维持在某一理想的温度下进行。 无论采用何种型式的转 化器 ,都必须充分考虑以下五个因素 : 1. 转化器设计应该使 SO2 转化反应尽可能地在接近于适宜温度条件下进行 ,单位硫酸产量需用触媒量要少 ,一段出口温度不要超过 600℃。 2. 转化器生产能力要大 ,单台转化器能力要与全系统能力配套 ,不要搞多台转化器。 本世纪初转化器能力仅有 15t/d,一套硫酸系列需数台转化器并联操作 ,操作麻烦不好管理 ,耗用材料多 ,占地面积大。 气体分布不匀 ,转化率低。 现在单台转化器能力日产硫酸已达到千吨以上 ,个别厂已高达 2020t的规模。 3. 靠 SO2 反应放出的热量 ,应能维持正常操作 ,不要从外 界补充加热 ,亦即要求达到 ” 自热 ” 平衡。 4. 设备阻力要小 ,并能使气体分布均匀 ,以减少动力消耗。 5. 设备结构应便于制造、安装、检修和操作，要力求简单，使用寿命要长，投资要少。 现在我国两转两吸大多采用“ 3+1”四段转化和“ 3+2”五段转化的工艺。 在同规模、同转化率的硫磺装置中，这两种转化工艺在设计上的主要区别如下： 在同等规模。 最终转化率相等的硫磺制酸装置中，采用这两种转化工艺在贵州大学毕业论文 (设计 ) 第 17 页 设计上主要有以下不同 : 1. 催化剂填量不同， SO2 氧化为 SO3的化学反应是可逆放热反应，只有在低温下平衡转化率高，由于反应活化能 高，因此工业上需要用催化剂使反应在不太高的温度下进行的足够快。 对于一定组分的原料气在某一催化剂下反应，为达到一定的 SO2转化率，其反应速率有一个极大植，所对应的反应温度为最佳温度。 随着反应转化率的提高，最佳温度逐渐下降。 因此随着反应的进行，要采取相应的方法来降低反应的温度。 转化反应的速度决定了炉气在反应中需要的接触时间，也就决定了催化剂的用量。 转化反应分段越多，其反应温度就越接近最佳温度，催化剂的用量在理论上也就越少。 采用“ 3+1”四段转化的催化剂填量比“ 3+2”五段转化要高一些。 2. 工艺流程不同。 “ 3+2”五段转化为了控制转化器五段的进口转化气温度，需要增加四段出口转化气的换热设备，或者采用冷激式转化流程。 目前国内外硫磺制酸装置大多在转化器的四段出口设置中温蒸汽过热器，用中压蒸汽与四段出口的转化气进行换热，大大降低了进五段的转化气温度，也充分利用了转化气的余热。 常见的“ 3+1”四段转化和“ 3+2”五段转化工艺流程图如下： 图 “ 3 + 2”五段转化工艺流程示 图 “ 3 + 1”四段转化工艺流程示 主要经济指标分析：“ 3+1”四段转化和“ 3+2”五段转化从主要技术经济指标考虑，转化工 艺不存在大的差异，相同条件下的操作费用相差也不大，只在催化剂填量和工艺流程上略有不同。 主要技术经济指标如下表所示： 表 四段转化和五段转化主要技术经济指标对比表 贵州大学毕业论文 (设计 ) 第 18 页 指标名称 转化工艺 两次转化 一次转化 最终转化率 /l 催化剂用量 / 硫磺制酸 %～ % 170～ 190 %～ % 190～ 210 炉气中∮（ SO2） /l 硫磺制酸 鼓风机出口压力 /kPa 尾气中∮（ SO2）/ 装置建设投资 /l %～ % 25～ 40 200～ 300 ～ %～ % 20～ 30 3500～ 4500 注 :表内所列的催化剂用量系列采用进口催化剂的数据；装置建设投资以一次转化工艺为基准。 目前我国催化剂价格相比具有很大的优势，就一次性投资来说其价格对比如下： 表 国产钒催化剂的价格优势 项目名称 SO2转化用钒催化剂 国产 进口 催化剂单位（人民币计）米 3 催化剂装填量 /米 3 催化剂一次投资 (人民币计 )/元 13000 92 1196000 29000 72 2088000 1. 根据新的国家环保标准规定 ，硫酸装置排放的尾气中 SO2浓度必须低于960 mg／ m。 (标准状况 )，为此要求装置的最终转化率应达到 ％ 以上。 采用“ 3+1”或“ 3+2”转化工艺，都可使装置排放的尾气中 SO2浓度符合新标准规定的指标。 2. 转化流程的选择除要考虑环境保护外，主要取决于所用的钒催化剂和进转化器炉气中 SO2浓度的高低。 与“ 3+1”四段转化相比，“ 3+2”五段转化工艺可在含 SO2浓度较高的原料气下获得同样高的最终转化率。 在原料气中 SO2浓度贵州大学毕业论文 (设计 ) 第 19 页 相同的条件下，“ 3+2”流程对达到要求的最终转化率更有保障。 3. 在当前的条 件下，如果采用进口催化剂，应选用“ 3+1”四段转化；若采用国产催化剂，则适宜选用“ 3+2”五段转化。 因为本设计所选的催化剂为国产的 S107 催化剂， 故将采用“ 3+2”五段转化的 转化流程。 空气鼓风机位置在干燥塔前或后的流程论证 【 8】 主风机位置布置有两种 :一是在干燥塔上游 ,好处是受腐蚀小 ,便于选择国产空气鼓风机；二是在干燥塔下游 ,风机进口为负压 ,去掉水分后实际状态气量将增加 4%5%,且风机需耐硫酸腐蚀 ,价格较高 ,其好处是干燥气体经风机加压升温后 ,进入焚硫炉回收了风机压缩气体产生的热量 ,多产中压过热蒸汽。 两种方式实际上都有采用。 传统的设计是将主鼓风机设置在干燥塔之前，主要考虑到风机处在无腐蚀性的场所。 另外设在塔前，干燥塔是正压操作，同样的规模，气量要比负压操作时要小，能耗也低。 空气风机置于干燥塔前，虽没有充分利用气体压缩升温的热量，但完全避免了风机的腐蚀。 空气鼓风机用蒸汽透平驱动，蒸汽透平装置将蒸汽送入工厂的低压蒸汽管网，提高能源的利用率。 整个系统采用较高的压降、气速及二氧化硫浓度。 但是在国外普遍将主鼓风机设在干燥塔后，空气通过空气过滤器进入干燥塔，浓硫酸吸收水分后，再送入主鼓 风机。 干燥塔的显热由空气带出，经主鼓风机的压缩，使空气温度由 60℃升高到 100℃以上，生产上充分利用这部分的热量，将其送至焚硫炉以多产蒸汽，提高了热能回收率。 主鼓风机设置在干燥塔后，空气中所夹带的酸雾可通过干燥塔塔顶的除雾器除去，足以保证一般的钢制风机不受腐蚀。 为此，本设计中主鼓风机设在干燥塔后。 采用液硫过滤器还是澄清槽的选择论证 若厂区地处内陆，进口硫磺经多次转运和堆存，不可避免地混入灰尘等杂质，加之生产过程中和游离酸形成的固形物，仅设置液硫沉降槽和气体过滤器是不切合实际的，必需选择合适 的液硫过滤设备。 加压叶式液硫过滤机单台过滤能力大，滤饼卸排容易，操作简单，过滤效果好 .目前我国已有厂家生产同类型液硫过滤机，应推广使用，替代液硫重力沉降槽。 贵州大学毕业论文 (设计 ) 第 20 页 传统的设计是采用澄清槽，澄清时间为 72 小时以上，为此澄清槽要占用交大的面积，使之沉下 9099%的灰分。 为了尽量减少液硫中的杂质，国外采用的是液硫过滤器和助滤槽。 液硫通过过滤之后灰分含量降低到 %（当液硫中的灰分含量为 %）。 过滤前将一定量的助滤剂投入到助滤槽熔融液硫中，在搅拌器作用下使其和液硫均匀混合，经助滤泵送至液硫过滤器。 当 助滤槽的液硫变的澄清时，助滤作业完毕，切换为正常生产过滤液硫。 采用液硫过滤器占地面积小，可利用空间，效率高，因此在本设计中选用液硫过滤器。 硫磺制酸的废热利用 近几年来 ,由于国际市场硫磺价格下跌 ， 国内企业纷纷改建或新建硫磺制酸装置。 硫磺制酸装置蕴藏着大量的废热 ， 如能加以回收利用 ,经济效益相当可观。 在市场经济竞争日趋激烈的今天 ， 废热利用将是提高硫酸产品竞争力的重要途径。 以下对硫磺制酸装置所采用的两种废热利用设备做一介绍： 1．水管锅炉 优点： 高温水管锅炉检修方便 ,使用寿命长 ， 运行安全 ， 如果发生缺水事故 ， 先烧坏受热面而不致产生严重后果 ， 烟气流速低 ， 设备阻力小。 缺点： 烟气流速低 ， 传热系数小 ， 冷启动升温慢。 开、停车时受热面易附着冷凝酸 ， 且结构复杂 ， 难免存在气体滞留区 ， 导致受热面酸冷凝腐蚀 ； 炉墙密封性差 ， 气体易外泄 ； 受热面一旦泄漏 ， 易造成锅炉自身及后续设备的腐蚀 ； 制造、安装工作量大。 防护措施： 高温水管废热锅炉的蒸汽设计压力应在 2145 MPa 以上 ， 开车时应采用串汽的方法将蒸汽压力保持在 2145～ 310 MPa 再接通炉气 ， 停车时应将炉气置换完毕再降低蒸汽压力 ， 这样可有效地 防止低温腐蚀。 2. 火管锅炉 优点： ⑴． 管内炉气流速高达 5070 m/ s且无滞流区 ， 故传热系数高达 7080 W/ (m2 K) ， 设备结构紧凑。 贵州大学毕业论文 (设计 ) 第 21 页 ⑵ . 开车升温、升压快 ,缩短了低温状态下管束与冷凝酸接触的时间 ； 停车时管外汽 — 水混合物很快便将管内壁烘干 ， 有效防止了受热面的低温腐蚀。 如果在开、停车过程中再采取串汽、燃油置换等措施 ,效果将更佳。 ⑶ . 密封性较好 ， 非常适合硫磺制酸系统炉气正压操作的要求。 具有较大的负荷适应范围。 ⑷ . 制造、安装工作量小 ， 占地面积小。 缺点： 高温火管锅炉前管 板热应力较大 ， 材料易疲劳产生裂纹。 一旦发生缺水事故 ， 后果相当严重 ； 炉气阻力大 ； 转化工序火管锅炉出口温度只能降至 220 ℃左右 ； 一旦漏水会造成自身及后续设备腐蚀 ； 检修不方便。 防护措施： ⑴ . 在高温侧管口插入一段 150～ 180 mm长的刚玉保护套管 ， 在管板表面涂一层 80100mm厚的锆质耐火隔热层 ， 可降低管口及管板处的温度 ， 达到热防护的目的。 ⑵ . 采用胀 — 焊并用工艺，防止管口松弛和焊口。