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1、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、自然气生产企业 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 ， 国家排放标准最高答应排放浓度 为 10 mg/m3 ；因 此，对 硫 化 氢气 体进 行 回收，既是环境爱护的要求 ，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 回收两种情形一般而言，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
2、 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 H 2 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 ，是一个可供挑选的较好的硫回收工艺；用硫化氢制造硫酸是1931 年由前苏联. E
3、. 阿杜罗夫和. B. 格尔涅提出来的 ，德国鲁奇公司第一将其付诸实施 ； 近年来 ，随着工艺技术的不断进展，拓宽了对原料气的适应范畴，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 H 2S 气体燃烧成 SO2 后，采纳与传统的硫铁矿制酸工艺相像的方法冷却净化、干燥 、催化氧化和吸收； 湿接触法就由于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
4、化成 SO3，并直接凝聚成酸 ； 湿法技术比较简洁 ，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 ；挑选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 ；假如不采用尾气处理装 置，硫 的回收率只有 94%左 右，大精品文档沟通量 SO2 排入大气中 ，造 成严峻的 环境污染；如 果采纳 尾气处理装置 ，就装置工艺流程复杂 ，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
5、 l7 套能达到国家排放标准 ；在通常情形下，建设 具 有同等处理才能的尾气处理装置投资要大于利用尾 气直接制硫酸的装置 ；为了防止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 该把进展的重点放在酸性气直接制酸技术的讨论上，而不是对现有硫磺回收工艺做重大优化；二 流程工艺流程如下列图，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 通过热空气鼓风机供应，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；焚烧炉分为仍原段、氧化段， 掌握仍原段燃烧温度在900 1
6、000 ，从而削减燃料型、 热力型氮氧化物生成 ; 氧化段温度为 1 100 1200 ，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，需要供应帮助燃料，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:转化反应为放热反应，并随温度的
7、上升反应速度下降；为此，必需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正确操作温度的同时，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 工艺采纳熔盐作热载体，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，采纳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
8、其次、三床层间，工艺气被 6. 0MPa 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掌握单元来的含硅晶核气流混合，使酸雾长大，工艺气自下而上 在管内流淌，被管外的空气冷却，在WSA冷凝器中冷凝成酸；反应式如下 :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， 采纳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淌，该酸在260
9、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；冷凝器中分别出的温度约为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 运算；1) 需要加入的空气的量；尾气含量为组分H2SCOCH4C2H6C3H6C2H4CO2N2H2体积30.910.051.280.680.042.6862.840.750.77（ NM3/h ）
10、已知当地气温 17 c，气压为 101.57kpa ，依据 PVnRT ，可求的其摩尔流量，再依据化学反应方程式运算出需要的氧气量，进而由万能方程运算出需要的氧气；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/hmol/hmol/hm3/h17 cm3/h17 m3/h17 ccH2S（ 98% 转30.29181352.287化为 SO2 ）2028.43151.139243.521608.802H2S （ 2% 转0.618227.59855.1951.3926.62616.566化为 SO3 ）CO0.05
11、2.2321.1160.0280.1340.335CH41.2857.142220.5325.56026.47666.189C2H60.6830.357106.2482.67912.75531.889C3H60.041.7868.0360.2030.9652.412C2H42.68119.641358.9229.04943.090107.725CO262.842805.3050.0000.0000.0000.000N20.7533.4820.0000.0000.0000.000H20.7734.37417.1870.4332.0635.158总和100-2795.66770.482335.63
12、1839.076因此求得需要空气为 839.076m3/h ；2）.焚烧炉的温度；由上图运算 :H1. H1+ . H2+ . H3=0, 另外T 2dnCpT,T 1Cp对于 a,b,c由下表可查abTbT2就对于. H1 求其值为见下表；mol/habcT1/.KT2/KH1H2S1352.28730.030.0130673.11E-06298308（0.98 ）463494.543H2S27.59830.030.0130673.11E-062983089459.072（0.02 ）CO2.23228.690.0001834.61E-06298308651.076CH457.14218.1
13、50.0602-4.90E-0629830820537.160C2H630.3576.530.171067-5.50E-0529830816184.110C3H61.7866.770.2184-7.80E-052983081174.683C2H4119.6416.30.140717-5.30E-0529830852726.747CO22805.30522.610.056083-2.50E-052983081046595.299N233.48229.13-0.00175.56E-062983089751.629H234.37428.460.0011674.44E-072983089918.505H2O240.17431.80.0044675.11E-0629830880752.996H2O 空气484.20731.
