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1、硫磺为原料生产硫酸工艺设计人：赵东波学号：10074120原料:硫磺完成时间：2012年4月一硫磺制硫酸工艺以硫磺为原料制硫酸，其炉气无需净化，经适当降温后便可进入转化工段，转化后经吸 收即可成酸。该流程无废渣、污水排出，流程简单，成本低。二.硫磺制酸工艺流程以硫磺制酸工艺流程主要有：原料预处理、熔硫、焚硫及转化、干燥及成品。硫磺制酸工艺流程说明(1) 原料工段固体硫磺由火车运至硫磺仓库，采用人工上料方式，通过一大倾角胶带式输送机将硫磺 输送至快速熔硫槽加料口处。(2) 熔硫工段来自原料工段的固体散装硫磺由胶带输送机送入快速熔硫槽内熔化，经熔化后的熔融液 硫自溢流口自流至过滤槽中，由过滤泵送入
2、带助滤剂预涂层的液硫过滤器内过滤后流入液硫 中间槽内，再由液硫输送泵输送到液硫贮罐内，液硫由液硫贮罐经精硫泵(屏蔽泵)送到焚 硫转化工段的焚硫炉内燃烧。快速熔硫槽、助滤槽、液硫贮罐、精硫槽等内均设有蒸汽加热 管，用0.50.6MPa蒸汽间接加热，使硫磺保持熔融状态。助滤槽内设有助滤泵将助滤剂硅 藻土预涂到液硫过滤器上。(3) 焚硫及转化工段液硫由精硫泵加压经磺枪机械雾化而喷入焚硫炉焚烧，硫磺燃烧所需的空气经空气过滤 器过滤后，再经空气鼓风机加压、干燥塔干燥后送入焚硫炉。(4) 干吸及成品工段空气鼓风机设在干燥塔上游，即硫磺焚烧及转化所需空气经过滤器过滤、鼓风机加压后 进入干燥塔塔底，用98%硫
3、酸吸收掉空气中的水分使出塔干燥空气中水分0.1g/Nm3,经塔 顶除雾器除去酸雾后的干燥空气进入焚硫炉。从干燥塔出来的浓度约97.8%的硫酸流入干吸 塔循环槽中，与来自第一吸收塔的吸收酸混合后，经干燥塔酸循环泵加压后送入干燥塔酸冷 却器中，经冷却至约70C后送到塔顶进行喷淋。由转化器第三段出口的气体经冷热换热器和省煤器II回收热量、温度降为172C后一 部分进入第一吸收塔塔底，塔顶用来温度75C、浓度为98.0%的硫酸喷淋，吸收气体中SO3 后的酸自塔底流出进入干吸塔循环槽中，与来自干燥塔的干燥酸进行混合并用工艺水调节循 环酸浓度至98%后，再由一吸塔酸循环泵依次送入一吸塔酸冷却器冷却后，送至
4、一吸塔塔 顶进行喷淋。另一部分一次转化气进入烟酸塔。塔内用104.5%发烟硫酸进行喷淋，吸收转 化器中的SO3后，由塔底流入发烟酸循环槽，通过来自一吸塔酸冷却器出口的98%硫酸调节 浓度为104.5%，然后经烟酸塔循环泵送入烟酸塔酸冷却器，冷却后的发烟酸一部分作为产 品送至成品工段，另一部分送入烟酸塔塔顶进行喷淋。吸收后的炉气与另一部分气体混合后 再进入第一吸收塔。由转化器四段出来的二次转化气经低温过热器/省煤器I换热降温后进入第二吸收塔塔底。 该塔用温度为75C，浓度为98%的硫酸喷淋，吸收SO3后的硫酸自塔底流入吸收塔循环槽。 而后经二吸塔酸循环泵加压，并经二吸塔酸冷却器冷却后进入第二吸收
5、塔喷淋。98%成品硫酸由干燥酸循环泵出口引出，再经成品酸冷却器冷却至40C后进入成品酸贮 罐。三尾气处理目前，处理硫酸装置尾气(低浓度SO2烟气)的方法较多，有氨法、钙法、钠碱法、氧化锌氨法脱硫是根据氨与S02、水反应生成脱硫产物的基本机理进行的，氨是一种良好的碱 性吸收剂，氨的碱性强于钙基吸收剂，而且氨吸收烟气中S02是气一液或气一气反应，反应 速度快、反应完全、吸收剂利用率咼，能够达到很咼的脱硫效率，相对于钙基脱硫工艺来说 操作系统简单、设备体积小、能耗低。本工艺采用(NH4)2S03NH4HS03溶液三段吸收硫酸 尾气中的S02，工艺过程中设有三级复喷复挡装置，每一段复喷复挡装置由复挡吸
6、收器、复 挡除沫器、循环槽、母液泵组成一个脱硫吸收单元。通过三段复喷复挡装置的气液相传质， 使尾气中的S02得到充分的吸收并加以利用。最终通过烟囱排放的S02体积百分浓度降至 100X10-6 ，以下，而经三段吸收后的吸收液分别在各段循环槽中加入NH3H20得到再 生，循环使用。湿式氨法脱硫实际上是利用(NH4)2S03NH4HS03溶液不断循环的过程来吸收尾气中的 S02，吸收液的吸收能力将会下降，需向吸收液补充氨，补充氨并不是用来吸收S02，而是 为了保持吸收液中(NH4)2S03浓度的相对稳定。在亚硫酸铵制造工段(NH4)2S03NH4HS03 溶液经气氨中和，冷却水间接冷却后，温度降至
7、35C以下结晶，再经离心分离和干燥，得 到纯度大于90%的水合亚硫酸铵固体。氨法吸收脱除尾气S02的工艺流程为:从硫磺制酸装置二次吸收塔顶出来的含硫尾气依 次进入一、二、三段氨法脱硫复喷复挡装置。首先进入氨法尾气脱硫装置的一级复喷吸收器， 含硫尾气温度65C，在器内与呈喷雾状的(NH4)2S03NH4HS03溶液逆流充分接触，大部 分S02被吸收脱除。然后再经一级复挡除沫器除沫，气液分离后尾气进入二级复喷吸收器， 进一步用(NH4)2S03NH4HS03溶液脱除S02,随后进入二级复挡除沫器除沫，气液分离后，尾气进入三级复喷吸收器进行最后一次脱硫，吸收后尾气中的S0 2含量降至很低， 已能达到
8、排放标准，再经三级复挡除沫器除沫，气液分离后尾气S02浓度0. 01%，酸度 40mg/m3，经平行烟道从烟囱排入大气。一、二、三级复喷吸收器内的吸收了 S02的母液分别自然流入一、二、三级复挡除沫器， 母液在复挡除沫器内形成液封，气液得到分离，母液进入一、二、三级循环槽。在循环槽内， 通过加入氨和水使母液得到再生，变成了新的吸收液，同时维持吸收液的正常的密度和碱度， 保证其再次使用时具有良好的吸收性能。加氨量为380. 71kg/h，加水量为2642. 5kg/h0 各段的吸收液再由母液泵分别送入各级复喷吸收器，用于循环吸收脱除尾气中的S02。3段吸收液以各自的碱度单独循环，分别在各循环槽中
9、补充氨气和水并进行串液。3个 循环槽都通过加水和控制串液量来保持正常的液位，当一级循环槽母液的密度达到1. 30 1. 32g/L和碱度达到一定指标时，由一级母液泵引出部分母液送到亚硫酸铵制造工段中和 槽内，用氨气中和(NH4)2S03后即得到大量(NH4)2S03结晶。通过蛇管冷却器来控制结晶温度，从中和槽底部引出含(NH4)2S03H20晶体的悬浮液 送入离心机，通过离心分离、干燥制得工业亚硫酸铵或硫酸铵，母液返回吸收系统以保证较 高的S02吸收率和兼顾生产出合格的固体亚硫酸铵产品，一级循环液保持较高的浓度和碱 度。同时为了减少氨的损失，三级循环液控制在较低的碱度。一般情况下，尾气中S02浓 度越高，母液中的亚硫酸盐的浓度也越高。我国硫磺制酸在借鉴国内外先进成熟的硫磺制酸尾气处理工艺技术的基础上，结合制酸 生产装置产生的尾气条件，对原料来源、产品销路及环境保护、经济效益进行分析，选择了 适合该装置情况的三级氨法脱硫吸收工艺来处理硫磺制酸尾气，吸收液氨源可用公司其他装 置产生的废氨水，通过回收低浓度S02尾气，既降低了运行成本，又实现达标排放，并副产 固体亚硫酸铵2万t/a,大大减少S02排放，实现了硫磺制酸装置的节能减排、循环经济和 可持续发展。
