一种二次加压生产浓硫酸的湿法硫酸工艺系统和方法与流程

本发明涉及一种二次加压生产浓硫酸的湿法硫酸工艺系统和方法。

背景技术：

h2s是煤炭、天然气和石油化工等化石能源利用过程中产生的副产物之一，在煤化工，天然气化工和石油化工的生成过程中都会产生大量的硫化氢。硫化氢是一种无色有臭鸡蛋气味的剧毒气体，是强烈的神经毒素，对呼吸道粘膜有强烈刺激作用。

h2s酸性废气不可直接排放环境。目前h2s酸性废气的利用方式主要有两种：一种是克劳斯制取硫磺；另外一种是通过湿法制酸技术生产浓硫酸。然而传统的湿法制酸技术存在着能量浪费的问题，而且电量消耗也较大。由于湿法制酸系统的强腐蚀性特点，含强腐蚀性工艺气存在泄漏的问题。这些都成为湿法制酸工艺有待解决的问题。

技术实现要素：

本发明所要解决的技术问题在于克服现有技术中的湿法制酸工艺存在的能耗大、易泄漏的缺陷，而提供了一种二次加压生产浓硫酸的湿法硫酸工艺系统和方法。本发明提供的工艺是一种通过二次加压湿法硫酸新工艺，将含h2s酸性气经过焚烧、催化转化生产浓硫酸。相比较传统的湿法硫酸工艺过热蒸汽产量更大、能耗更低。

本发明提供了一种二次加压生产浓硫酸的湿法硫酸工艺系统，所述湿法硫酸工艺系统包括一h2s燃烧装置、一与所述h2s燃烧装置相连的组合式反应器、一硫酸蒸汽冷凝器、一酸雾捕集器和一尾气洗涤塔；

所述h2s燃烧装置用于将硫化氢酸性气燃烧生成so2工艺气，所述组合式反应器用于将so2工艺气催化氧化生成so3工艺气，所述组合式反应器的内部设有若干个催化剂床层和分布于相邻两个所述催化剂床层之间的段间换热器；

所述硫酸蒸汽冷凝器用于将so3工艺气冷凝形成硫酸，所述硫酸蒸汽冷凝器包括一壳体，所述壳体的顶部设有一尾气排放口，在所述壳体的底部具有一个输入so3工艺气的进气口，在所述进气口的下方还设有一排液口，在所述壳体内沿所述壳体的长轴方向设有用于流通冷空气的若干玻璃管，所述玻璃管均跨设于所述壳体的两侧壁之间，所述玻璃管位于该冷空气上游的一端为首端，位于该冷空气下游的一端为尾端，在该冷空气的上游和下游之间相邻的所述玻璃管首尾相连通从而形成至少一条单向导流的冷空气流道；所述硫酸蒸汽冷凝器的底部还通过一燃烧风机与所述h2s燃烧装置相连，所述燃烧风机用于将所述硫酸蒸汽冷凝器的底部排出的热空气加压后输送至所述h2s燃烧装置；

所述酸雾捕集器与所述硫酸蒸汽冷凝器连接，连接处设于所述进气口与所述尾气排放口之间的壳体上，用于捕集脱出夹带的硫酸气溶胶；

所述酸雾捕集器的顶部还与所述尾气洗涤塔连接，所述尾气洗涤塔的顶部气体出口还依次设有一电除雾器和一尾气风机，所述尾气风机用于将尾气加压后排出。

较佳地，所述h2s燃烧装置具有一烧嘴，所述烧嘴具有一中心通道和环设在所述中心通道外的一环形通道，所述中心通道用于通入h2s酸性气与空气的混合气体，所述环形通道用于通入燃料气。采用酸性气共烧技术，即特殊设计的烧嘴，在其中心孔脉冲送入酸性气与空气燃烧，同时燃料气通过烧嘴环系补充燃烧，提高了酸性气燃烧的稳定性，该设计解决了酸性气中h2s浓度波动大，保障在h2s浓度在1％以上的低浓度(例如4％-15％mol)工况下的稳定反应。烧嘴负荷调节速度快，适应能力强，气化效率高。

本发明中，所述h2s燃烧装置较佳地为一燃烧炉，其炉膛内设置有二次旋流器。

其中，所述的燃烧炉较佳地还与一下游的废热锅炉直接连接，所述废热锅炉的气体出口还与所述组合式反应器的顶部连接。即燃烧后的热工艺气通过燃烧炉直接进入所述废热锅炉的入口管程，经降温后从顶部进入所述组合式反应器。燃烧炉与下游废热锅炉直接连接，采用直接换热技术，热回收效率高，克服了设备易结垢和堵塞的缺陷。

其中，较佳地，所述废热锅炉的换热介质出口处还与一中压汽包连接，出口设置蒸汽过热器，蒸汽过热器中，用热空气的热量对中压蒸汽过热。通过调节废热锅炉的出口温度来调节蒸汽过热后的温度。通过蒸汽过热器可以稳定送出界区外的蒸汽品质，满足蒸汽管网要求。

较佳地，所述组合式反应器的内部设有3个催化剂床层和2个段间换热器，所述段间换热器依次分布于相邻两个所述催化剂床层之间。从上到下记为第一催化剂床层、第一段间换热器、第二催化剂床层、第二段间换热器和第三催化剂床层。所述催化剂床层装填有催化剂，每个催化剂床层的上部设人孔，下部设催化剂卸料口。在催化剂作用下，so2催化氧化转化为so3，燃烧反应段过量的助燃空气有助于提高so2的反应平衡转化率。该组合式反应器结构紧凑，节约成本，优化空间布置，便于制造检修，而且有利于热能梯度回收利用，科学合理。

段间换热器底部与壳体部分采用槽钢梁进行固定；段间换热器顶部与壳体部分采用锥壳进行连接，连接方式采用滑动连接，保证段间换热器的自由伸缩；段间换热器与壳体相连的接管应有足够的长度，保持一定的挠性，防止对壳体产生过大的局部应力。

其中，工艺气体由组合式反应器上部的入口进入，进入第一催化剂床层。气体通过催化剂床层后，完成部分转化，反应后的热气体通过床层下部的格栅板。格栅板上方依次铺设10*10mm-丝径φ2mm的双层丝网，h＝75mm的φ25毫米瓷球，3*3mm-丝径φ1mm的双层丝网，防止催化剂破损落入下一层空间。工艺气穿过格栅板，通过锥壳进入第一段间换热器；段间换热器采用蛇形管结构，中间采用三块支持板支撑，为保证自由伸缩，换热管与支持板不焊，保持滑动连接；换热管的外部用不锈钢板密封，防止工艺气通过换热管与支持板之间的空隙。依次类推，工艺气依次通过第二催化剂床层，第二段间换热器，第三催化剂床层后，从组合式反应器的下出口流出。

其中，所述组合式反应器的底部较佳地还设有一工艺气冷却器。

本发明所述的硫酸蒸汽冷凝器中，由玻璃管形成的单向导流的冷空气通道能够耐受高温和强腐蚀，从而确保长时间使用中冷空气的流畅性，以及热交换器的安全。上述玻璃管可以采用硼硅酸盐玻璃管、石英玻璃或其他耐高温强腐蚀玻璃。

所述硫酸蒸汽冷凝器的顶部较佳地还设有一纤维滤板。所述酸雾捕集器较佳地为一高速纤维除雾器。通过高效纤维除雾器物理捕集的方法，实现对酸雾的高效处理，除雾效率≥95％，压降小(≤1.0kpa)，不影响尾气排放。所述高速纤维除雾器较佳地采用高强度的纤维劈裂丝包裹ptfe的过滤网，编织为层状过滤器，当含有硫酸液滴(酸雾)的工艺气通过该过滤器时，通过强制拦截，实现对酸雾和其中夹带的硫酸气溶胶的高效捕集，而后尾气排至烟囱放空，过滤精度可达99.99％(≥0.5um)。

本发明的工艺取消了国外引进技术燃烧硅油制造凝结核的操作，通过高效纤维除雾器物理捕集的方法，同样实现对酸雾的高效处理。酸雾控制采用多级精密强制拦截方式，在任何工况下直接控制出口酸雾≤10ppm。

其中，通过内设的纤维滤板与外置的高速纤维除雾器配合(替代了国外引进技术燃烧硅油制造凝结核的操作，该操作目的是增强硫酸蒸汽冷凝，降低尾气中硫酸气溶胶浓度)，除去气体中夹带的硫酸雾沫，可以达到较高的硫酸酸雾捕集率，放空尾气中基本不含酸雾，即使有微量酸雾，也能保证尾气中酸雾达标排放。

本发明中，较佳地，所述硫酸蒸汽冷凝器中，所述排液口还与一硫酸混合罐连接。

需要说明的是，当上述壳体为一圆柱体时，该圆柱体的轴线延伸方向即为所述壳体的长轴方向，而圆柱体绕该轴线回旋所形成的表面则为所述的侧壁。

另外，所述玻璃管的首端和尾端可均位于所述壳体内部，此时所述玻璃管的首、尾通过适配的玻璃管道连接。在此对所形成的冷空气流道的形状不做限制，其可以为“弓”字型、“z”字型或者其他形状。

所述硫酸蒸汽冷凝器中，为配合冷空气下降的特性，上进下出的流向设计能进一步提高冷空气的流动性，提高介质流速，继而提高冷凝效率。

本发明中，所述湿法硫酸工艺系统较佳地还包括一锅炉给水预热器，所述锅炉给水预热器的气体进口端与所述硫酸蒸汽冷凝器的底部热空气出口连接，用于回收硫酸蒸汽冷凝器冷侧热空气的热量。将热空气温度降至120～150℃。经过预热后的锅炉给水温度得到提升，因此能产出更多的蒸汽，提高了装置的热量利用率。

这种优选方式，将热空气采用分流利用的措施，将热空气为两部分，一部分进入锅炉给水预热器，另外一部分直接送至h2s燃烧装置。进入h2s燃烧装置的这部分热空气最终以低于热空气经过锅炉给水预热器的温度排放。因此，可以提高热空气的余热回收能力。

本发明中，较佳地，所述酸雾捕集器的液体出口也与所述硫酸混合罐连接。

其中，所述尾气风机较佳地还与一尾气排放筒连接，所述尾气排放筒可以将尾气直接排放至大气。

本发明还提供了一种二次加压生产浓硫酸的方法，其采用如上所述的二次加压生产浓硫酸的湿法硫酸工艺系统进行，其包括如下步骤：先将h2s酸性气燃烧生成so2工艺气，再将so2工艺气催化氧化生成so3工艺气，然后以负压状态进入硫酸蒸汽冷凝器，冷凝成硫酸即可；h2s酸性气中h2s的浓度为≥0.5％mol，所述摩尔浓度为h2s的摩尔量占h2s酸性气的摩尔量的百分比；所述燃烧风机用于将所述硫酸蒸汽冷凝器的底部排出的热空气加压至15～20kpag后输送至所述h2s燃烧装置；所述尾气风机用于将尾气加压至大气压后排出。

其中，所述的大气压的标准值一般为101.325kpa，但实际值与当地海拔和气象条件有关。

本发明的机理在于：利用h2s酸性气进行焚烧，将h2s转换为so2，然后降温回收热量后送至组合式反应器中。so2在催化剂的作用下转化为气态so3。然后气态so3送至特殊的硫酸蒸汽冷凝器中直接冷凝成液态浓硫酸。so2的催化氧化过程是一个放热反应，后续反应产生的热量对蒸汽进行过热。

本发明的工艺操作范围广，同时适用于煤化工高浓度和低浓度h2s工况，接受低至0.5％mol浓度的h2s酸性气(较佳地为1％mol以上)，另外在低浓度(4％-15％mol)h2s工况下也能稳定燃烧，而传统的湿法硫酸工艺中低浓度工况下不能稳定燃烧，本工艺克服了低浓度不能稳定燃烧的问题，同时，高浓度(例如20-30％mol)的酸性气在燃烧器也可以稳定燃烧，例如在本发明一较佳实施方式中，酸性气中h2s含量为29.16％mol。需要说明的是，当酸性气中h2s的浓度小于0.5％mol时，就无需采用本工艺进行脱除了，而可以直接排放到大气。

从原料气来源来讲，本发明的工艺可以处理各种含硫气体，可以来自于低温甲醇洗、热再生的酸性气、水煤气膨胀气、汽提酸性气、酚回收酸性气等，并把各种形式的硫化物进行多级氧化，最终回收成商品级的浓硫酸。即，所述的h2s酸性气可以为化工领域常见的含h2s的酸性废气。因为是湿法制酸工艺，对原料气中的水分含量也没有太大要求，也就是说可以接受水分含量相当高的工艺气。

另外，本发明的工艺对处理流量和操作弹性的要求也很宽泛，例如在某具体实施方式中，所述的h2s酸性气的流量为2000nm³/h。工艺操作弹性大，例如可做到30％-110％的操作弹性，可接受最低10％负荷操作下限(这里的负荷是针对原料气流量)，适应原料气流量和硫化物浓度的大范围波动。

本发明中，将工艺气进入硫酸蒸汽冷凝器前的压力控制在负压，例如控制在-1.0～0kpag较为合适。这样不仅可以避免长期操作后工艺气向环境泄漏的风险，还可以降低用于给硫酸蒸汽冷凝器冷侧的风压，减小热空气放空的压力从而达到节省动力消耗的目的。

本发明的工艺中，酸性气燃烧段的介绍如下：

酸性气中h2s是可燃物，闪点为600℃，当温度和酸气浓度达到一定数值时，h2s可与空气中的氧反应，并保持稳定的热燃烧反应，反应如下：

该燃烧反应速度快，短时间内h2s能够全部转化为so2，同时放出热量。

若酸性气还包括微量的ch3oh和烃类物质(cnhm)，将同时发生以下反应：

cnhm+(n+m/4)o2→m/2h2o+nco2+反应热(3)

燃烧反应温度决定于酸性气中h2s浓度、cnhm浓度、以及燃烧配风比。

较佳地，来自界区处的h2s酸性气，送至h2s燃烧装置，与通过硫酸蒸汽冷凝器换热后的热空气经燃烧器预混后在h2s燃烧装置中发生燃烧热反应，具体反应包括上述反应式(1)～(3)。

其中，h2s酸性气的燃烧温度一般为800～1200℃，较佳地为880～1100℃，该温度取决于酸性气中h2s浓度、燃烧的配风量及热空气的分流比。

其中，从所述硫酸蒸汽冷凝器的底部采出的用于h2s燃烧装置的助燃空气的温度一般为180～230℃。一般为部分采出，采出比例可以根据h2s酸性气的燃烧需要确定。

传统湿法制酸一般采用一次加压，将180～230℃的助燃空气加压至所需的压力大约20～30kpag。本发明设置两次加压，首先将180～230℃的助燃空气加压至15～20kpag，最后再在尾气脱硫洗涤塔出口采用二次加压，将35～60℃的尾气升压至大气压后排空。尽管一次加压和二次加压后总升压相同，但是二次加压的气体温度低，压缩效率高故而风机能耗更低。

本发明的工艺使用宽松的硫氧比控制，无须精确控制h2s/o2比例，操作简便。其中，较佳地，h2s酸性气中h2s采用过氧燃烧，助燃空气配比量较佳地为化学当量的1.2～2.2倍，更佳地为2.1倍，也就是h2s燃烧配风比的概念(h2s/空气)，配风比是指酸性气中加入的空气的摩尔量与纯的h2s的摩尔量之比。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不稳定问题，以及产品品质下降的问题。

本发明中，较佳地，h2s酸性气在h2s燃烧装置内的反应停留时间≥1.5s。

本发明的工艺中，so2催化转化段的介绍如下：

上述燃烧反应中，由h2s燃烧得到的so2催化转化为so3，反应(4)为化学平衡反应，考虑到反应速率和平衡转化率等因素，该步骤反应分级进行，各级之间通过段间冷却器移出反应热，降低工艺气的反应温度，兼顾反应速度的同时提高反应平衡转化率。

其中，较佳地，当燃烧炉和组合式反应器之间还设有一废热锅炉时，经所述废热锅炉冷却后的工艺气温度一般为410℃～430℃，例如420℃。另外，废热锅炉的引入，以及燃烧炉与废热锅炉的连接方式，可以使燃烧炉的热损失减少0.2gcal/h，或者略低一点。

当所述组合式反应器的内部设有3个催化剂床层和2个段间换热器，所述段间换热器依次分布于相邻两个所述催化剂床层之间时，较佳地，所述第一催化剂床层的工艺气进口温度控制在380℃以上；所述第二催化剂床层的工艺气进口温度控制在410℃以下；所述第三催化剂床层的工艺气进口温度控制在390℃以下。

在本发明一较佳实施方式中，热工艺气以420℃从顶部进入组合式反应器的第一催化剂床层，反应后温度提高至510℃，后在第一段间换热器通过与装置所产蒸汽热量交换后降温至410℃，送入反应器第二催化剂床层，反应后温度升至418℃，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385℃，最后进入反应器第三催化剂床层，反应后最终气体温度约为381℃，经工艺气冷却器降温至280℃，送入下游工艺中的硫酸蒸汽冷凝器。离开工艺气冷却器的工艺气温度高于露点温度，以防止在下游工艺中硫酸蒸汽冷凝沉积造成设备腐蚀，同时有利于保护下游硫酸蒸汽冷凝器内涂层，同时保护石英玻璃换热管，降低对涂层材料及石英玻璃换热管的热冲击强度。

本发明中，尾气洗涤塔较佳地设置两段循环吸收，上部采用水循环，下部采用so2吸收剂循环。上部采用的水循环主要用于脱除下部通过雾沫夹带的硫酸盐溶液或者硫酸酸雾。下部主要是利用so2吸收剂对尾气so2进行脱除

本发明的工艺中，so3转化和h2so4蒸汽冷凝的介绍如下：

h2s燃烧反应(反应1)所产生的h2o将与催化转化得到的so3发生以下反应：

so3(g)+h2o(g)→h2so4(g)+反应热(5)

继而硫酸蒸汽将在硫酸蒸汽冷凝器中降温冷凝，同时放出反应热：

h2so4(g)→h2so4(l)+反应热(6)

本发明中，so3工艺气中水含量较佳地为9.96％。本发明中，so3工艺气进入硫酸蒸汽冷凝器的入口温度较佳地为285～295℃，更佳地为290～295℃。

本发明中，硫酸蒸汽冷凝器的出口热风温度较佳地保持在180℃左右。出口热风温度越高，冷却风量越小，可以降低冷风机的负荷，越有利于装置的节能降耗。但出口温度若太高超过顶盖防腐涂料和其他设备容许的温度，将会损坏设备，得不偿失。

在本发明一较佳实施方式中，so3工艺气进入硫酸蒸汽冷凝器，在该冷凝器内进一步降低温度，促使硫酸蒸汽冷凝成硫酸。so3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过程气交换热量而降低热过程气的温度至93℃，伴随热过程气温度降低，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。空气由一次风机提压后送至硫酸蒸汽冷凝器，进入管箱的顶部，管箱分左右两端，分别通过内部隔板分割为多段，空气进入空气管箱后沿管箱内部的隔板横向进入玻璃换热管，冲刷玻璃管，与热过程气热量交换，出玻璃换热管后在空气管箱的另外一端汇集，然后继续进入管箱中的下一段，以此方式形成s型流，与过程气错流换热，最终离开硫酸蒸汽冷凝器的空气温度约为180℃。硫酸蒸汽冷凝器底部送出的硫酸温度约为252℃。

本发明中，较佳地，所述硫酸蒸汽冷凝器的出口尾气温度控制在93℃以下；空气与尾气压差控制在3kpa。

本发明中，由硫酸蒸汽冷凝产生的浓硫酸温度较高，较佳地，还采取冷硫酸混合急冷以及换热降温至40℃，后送出界区。

在高温条件下，部分so3将水合反应生成h2so4蒸汽，随温度降低，水合反应的程度将右移，反应参考上述反应式(5)和反应式(6)。

以上反应(1)～(6)均为放热反应，装置利用外供锅炉水在界区内生产饱和蒸汽，以及后续蒸汽过热的方式移走各段反应的反应热，保持装置热平衡，同时副产高品质蒸汽。

在符合本领域常识的基础上，上述各优选条件，可任意组合，即得本发明各较佳实例。

本发明所用试剂和原料均市售可得。

本发明的积极进步效果在于：本发明提供的二次加压生产浓硫酸的湿法硫酸工艺系统和方法，其中经一级燃烧后，h2s酸性气中h2s总转化率可达99.9％以上；催化氧化过程中，so2转化率在99.5％以上。总体而言，工艺的硫回收率高达99.8％，so2尾气排放浓度为100mg/nm³以下，远低于国家gb16297-2013要求小于400mg/nm³的新标准；生产的硫酸产品浓度可达到97-98wt％，不含杂质，色度清澈透明，品质达到国家gb534-2014优等品标准。

本发明提高了操作的便利性，设备的稳定性以及酸性气的使用气量及浓度范围。本发明相比wsa技术，工艺操作简单，设备稳定，投资较低；相比低温冷凝工艺和康开特工艺，没有原料气的使用浓度范围限制，可以同时处理低浓度和高浓度的h2s酸性气，接受低至0.5％mol浓度的h2s酸气。

另外本发明的装置自热平衡，无须外供热量，不需使用纯氧，也无燃料气消耗且尾气净化度高，能够达标排放。

本发明提供的工艺相比较传统的湿法硫酸工艺过热蒸汽产量更大(能提供10％左右)、能耗更低(能降低10％～30％左右)。

本发明是将h2s酸性废气转化生产为浓h2so4的方法，克服了现有湿法法制酸技术的能耗高、易泄漏的问题。可以达到较高的脱硫效率，工艺流程简单，能耗低，无二次污染，同时能副产高品位的中压蒸汽且能实现更高的经济效益。

附图说明

图1为本发明实施例1的二次加压生产浓硫酸的湿法硫酸工艺系统的工艺流程图。

图2为本发明实施例1的硫酸蒸汽冷凝器的结构示意图。

图1中，附图标记说明如下：

硫酸蒸汽冷凝器1

燃烧炉4

废热锅炉401

组合式反应器5

第一催化剂床层501

第一段间换热器502

第二催化剂床层503

第二段间换热器504

第三催化剂床层505

工艺气冷却器506

酸雾捕集器6

硫酸混合罐7

尾气洗涤塔8

电除雾器801

尾气风机802

尾气排放筒803

冷却风机901

燃烧风机902

中压汽包10

锅炉给水预热器101

图2中，附图标记说明如下：

硫酸蒸汽冷凝器1

尾气排放口11

进气口12

排液口13

玻璃管21

玻璃管22

u型橡皮软管23

纤维滤板3

具体实施方式

下面通过实施例的方式进一步说明本发明，但并不因此将本发明限制在所述的实施例范围之中。下列实施例中未注明具体条件的实验方法，按照常规方法和条件，或按照商品说明书选择。

实施例1

本实施例提供的二次加压生产浓硫酸的湿法硫酸工艺系统如图1所示，所述二次加压生产浓硫酸的湿法硫酸工艺系统包括一燃烧炉4、一与燃烧炉4相连的组合式反应器5、一硫酸蒸汽冷凝器1(如图2所示)、一酸雾捕集器6和一尾气洗涤塔8。

燃烧炉4用于将硫化氢酸性气燃烧生成so2工艺气，组合式反应器5用于将so2工艺气催化氧化生成so3工艺气。

燃烧炉4具有一烧嘴，烧嘴具有一中心通道和环设在中心通道外的一环形通道，中心通道用于通入h2s酸性气与空气的混合气体，环形通道用于通入燃料气。采用酸性气共烧技术，即特殊设计的烧嘴，在其中心孔脉冲送入酸性气与空气燃烧，同时燃料气通过烧嘴环系补充燃烧，提高了酸性气燃烧的稳定性，该设计解决了酸性气中h2s浓度波动大，保障在低浓度(4％-15％mol)h2s工况下的稳定反应。烧嘴负荷调节速度快，适应能力强，气化效率高。

其中，燃烧炉4还与一下游的废热锅炉401直接连接，废热锅炉401的气体出口还与组合式反应器5的顶部连接。即燃烧后的热工艺气通过燃烧炉4直接进入废热锅炉401的入口管程，经降温后从顶部进入组合式反应器5。燃烧炉4与下游废热锅炉401直接连接，采用直接换热技术，热回收效率高，克服了设备易结垢和堵塞的缺陷。

其中，废热锅炉401的换热介质出口处还与一中压汽包10连接，出口设置蒸汽过热器。

在本实施例中，组合式反应器5的内部设有3个催化剂床层和2个段间换热器：分别记为第一催化剂床层501、第二催化剂床层503和第三催化剂床层505，段间换热器依次分布于相邻两个催化剂床层之间，分别记为第一段间换热器502、第二段间换热器504。第一催化剂床层501、第二催化剂床层503和第三催化剂床层505中装填有催化剂，床层的上部设人孔，下部设催化剂卸料口。在催化剂作用下，so2催化氧化转化为so3，燃烧反应段过量的助燃空气有助于提高so2的反应平衡转化率。该组合式反应器5结构紧凑，节约成本，优化空间布置，便于制造检修，而且有利于热能梯度回收利用，科学合理。

第一段间换热器502、第二段间换热器504底部与壳体部分采用槽钢梁进行固定；顶部与壳体部分采用锥壳进行连接，连接方式采用滑动连接，保证第一段间换热器502、第二段间换热器504的自由伸缩；第一段间换热器502、第二段间换热器504与壳体相连的接管应有足够的长度，保持一定的挠性，防止对壳体产生过大的局部应力。

其中，工艺气体由组合式反应器5上部的入口进入，进入第一催化剂床层501。气体通过第一催化剂床层501后，完成部分转化，反应后的热气体通过床层下部的格栅板。格栅板上方依次铺设10*10mm-丝径φ2mm的双层丝网，h＝75mm的φ25毫米瓷球，3*3mm-丝径φ1mm的双层丝网，防止催化剂破损落入下一层空间。工艺气穿过格栅板，通过锥壳进入第一段间换热器502；第一段间换热器502和第二段间换热器504采用蛇形管结构，中间采用三块支持板支撑，为保证自由伸缩，换热管与支持板不焊，保持滑动连接；换热管的外部用不锈钢板密封，防止工艺气通过换热管与支持板之间的空隙。依次类推，工艺气依次通过第二催化剂床层503，第二段间换热器504，第三催化剂床层505后，组合式反应器5的底部还设有一工艺气冷却器506，工艺气经工艺气冷却器506冷却后，然后从组合式反应器5的下出口流出。

硫酸蒸汽冷凝器1用于将so3工艺气冷凝形成硫酸；酸雾捕集器6与硫酸蒸汽冷凝器1连接，连接处位于硫酸蒸汽冷凝器1的进气口12与尾气排放口11之间，用于捕集脱出夹带的硫酸气溶胶。

如图2所示，本实施例中的硫酸蒸汽冷凝器1包括一竖直放置的长方形的壳体，该壳体的顶部具有一尾气排放口11，在壳体的底部具有一个输入so3工艺气的进气口12。在进气口12的下方还具有一个排液口13，用于排出冷凝后的浓硫酸。其中，该壳体的底部成半圆形结构，排液口13位于半圆形结构的最下方。当然，壳体底部可以为其他沿液体排出方向逐渐缩小的结构，例如倒三角形或者倒梯形。另外，壳体的顶部位于尾气排放口11的上游设有一作为过滤机构的纤维滤板3，用于过滤冷凝后产生的尾气中的液态小颗粒。

在壳体左、右两侧壁之间沿着长轴方向(即图2中竖直方向)垂直设有十二根玻璃管，所有玻璃管的两端均延伸至壳体的外部。在冷空气的流动方向的上游和下游之间相邻的两根玻璃管，即图2中上、下相邻的两根玻璃管依次首(端)尾(端)相连，从而形成一自上而下、单向导流的冷空气流道。本实施例中，相邻的两根玻璃管通过一u型橡皮软管23连通。

该冷空气流道包括一位于壳体上部的冷空气进口和一位于壳体下部的冷空气出口，空气经冷却风机901冷却后从冷空气进口进入，沿着冷空气流道流动至冷空气出口被排出。本实施例中，该冷空气进口为玻璃管21的首端，冷空气出口为玻璃管22的尾端。硫酸蒸汽冷凝器1的底部还通过一燃烧风机902与燃烧炉4相连，燃烧风机902用于将硫酸蒸汽冷凝器1的底部排出的热空气加压后输送至燃烧炉4。

本实施例所述的硫酸蒸汽冷凝器1中，由玻璃管形成的单向导流的冷空气通道能够耐受高温和强腐蚀，避免在高温和强腐蚀性环境中发生设备变形和腐蚀损毁现象，确保了冷凝器长时间使用，提高了硫酸蒸汽冷凝器1的使用安全性和流畅性。

本实施例中，酸雾捕集器6为一高速纤维除雾器。通过高效纤维除雾器物理捕集的方法，实现对酸雾的高效处理，除雾效率≥95％，压降小(≤1.0kpa)，不影响尾气排放。高速纤维除雾器采用高强度的纤维劈裂丝包裹ptfe的过滤网，编织为层状过滤器，当含有硫酸液滴(酸雾)的工艺气通过该过滤器时，通过强制拦截，实现对酸雾和其中夹带的硫酸气溶胶的高效捕集，而后尾气排至烟囱放空，过滤精度可达99.99％(≥0.5um)。

其中，通过内设的纤维滤板3与外置的高速纤维除雾器配合(替代了国外引进技术燃烧硅油制造凝结核的操作，该操作目的是增强硫酸蒸汽冷凝，降低尾气中硫酸气溶胶浓度)，除去气体中夹带的硫酸雾沫，可以达到较高的硫酸酸雾捕集率，放空尾气中基本不含酸雾，即使有微量酸雾(≤10ppm)，也能保证尾气中酸雾达标排放。

酸雾捕集器6的顶部还与尾气洗涤塔8连接，尾气洗涤塔8的顶部气体出口还依次设有一电除雾器801和一尾气风机802，尾气风机802用于将尾气加压后排出。

本实施例中，硫酸蒸汽冷凝器1的排液口13还与一硫酸混合罐7连接。

需要说明的是，当硫酸蒸汽冷凝器1的壳体为一圆柱体时，该圆柱体的轴线延伸方向即为壳体的长轴方向，而圆柱体绕该轴线回旋所形成的表面则为所述的侧壁。

另外，玻璃管的首端和尾端可均位于壳体内部，此时所述玻璃管的首、尾通过适配的玻璃管道连接。在此对所形成的冷空气流道的形状不做限制，其可以为“弓”字型、“z”字型或者其他形状。

其中，冷空气为冷空气，为配合冷空气下降的特性，上进下出的流向设计能进一步提高冷空气的流动性，提高介质流速，继而提高冷凝效率。

湿法硫酸工艺系统还包括一锅炉给水预热器101，锅炉给水预热器101的气体进口端与硫酸蒸汽冷凝器1的底部热空气出口连接，用于回收硫酸蒸汽冷凝器1冷侧热空气的热量。将热空气温度降至120～150℃。经过预热后的锅炉给水温度得到提升，因此能产出更多的蒸汽，提高了装置的热量利用率。

本实施例中，酸雾捕集器6的液体出口也与硫酸混合罐7连接。

其中，尾气风机802还与一尾气排放筒803连接，尾气排放筒803可以将尾气直接排放至大气。

相应地，本实施例中的制酸工艺包括如下步骤：

(1)酸性气燃烧

将180～230℃的助燃空气加压至15kpag，进行酸性气燃烧，燃烧炉4采用二级燃烧，即在炉膛内设置二次旋流器，相当于设置二次强制混合，可极大提高燃烧强度。燃烧炉4中，工艺气操作温度在880～1100℃之间。

(2)工艺气催化氧化

燃烧后的工艺气再经过多级氧化，使so2工艺气催化氧化生成so3。so2总体转化率可达到99～99.5％。

(3)硫酸蒸汽冷凝

so3以负压状态(-1.0～0kpag)进入硫酸蒸汽冷凝器1，由玻璃管形成的单向导流的冷空气通道能够耐受高温和强腐蚀，避免在高温和强腐蚀性环境中发生设备变形和腐蚀损毁现象，确保了硫酸蒸汽冷凝器1长时间使用，提高硫酸蒸汽冷凝器1的使用安全性和流畅性。

燃烧风机902用于将硫酸蒸汽冷凝器1的底部排出的部分热空气加压至15kpag后，然后与来自界外的含h2s酸性气一同送进燃烧炉4的烧嘴入口进行混合燃烧；尾气风机802用于将尾气加压至大气压后排出。

(4)酸雾控制

酸雾控制采用多级精密强制拦截方式，直接控制出口酸雾≤10ppm。

(5)尾气零排放

本实施例中，酸雾捕集器6的尾气出口还与一尾气洗涤塔8连，尾气设置h2o2强效氧化单元，装置尾气中so2可降低至≤70mg/nm³，既痕量的so2通过h2o2稀溶液的洗涤，被h2o2直接氧化为so3，形成硫酸液滴，进而通过酸雾捕集器收集，并冷凝得到60％wt硫酸，并入硫酸产品中，如此实现尾气的超低排放，尾气so2可≤50mg/nm³，实现超低排放，可满足当前行业对环保的零排放的技术期望。

本实施例中，以流量2000nm³/h，h2s：29.16mol％为酸性原料气数据，装置可处理h2s当量20.4吨/天，可产硫酸(98wt％)当量63吨/天，过热蒸汽(420℃，4.0mpa)125.7吨。

步骤(1)中，酸性气的燃烧温度为903.7℃。助燃空气配比量为2.1倍。h2s酸性气在燃烧炉内的反应停留时间1.5s。经废热锅炉401冷却后的工艺气温度为420℃。

步骤(2)中，热工艺气以420℃从顶部进入组合式反应器5的第一催化剂床层501，反应后温度提高至510℃，后在第一段间换热器502通过与装置所产蒸汽热量交换后降温至410℃，送入反应器第二催化剂床层503，反应后温度升至418℃，后在第二段间换热器504通过与装置所产蒸汽热量交换后降至385℃，最后进入反应器第三催化剂床层505，反应后最终气体温度约为381℃，经工艺气冷却器506降温至280℃，送入下游工艺中的硫酸蒸汽冷凝器1。

本实施例中，从步骤(2)排出的so3工艺气中水含量为9.96％。so3工艺气进入硫酸蒸汽冷凝器1的入口温度为275～295℃。本实施例中，硫酸蒸汽冷凝器1的出口热风温度保持在180℃左右。

so3工艺气进入硫酸蒸汽冷凝器1，进一步降低温度，促使硫酸蒸汽冷凝成硫酸。so3工艺气进入硫酸蒸汽冷凝器1，沿壳程由下向上流动。管程内送入的空气作为冷介质与热过程气交换热量而降低热过程气的温度至93℃，伴随热过程气温度降低，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1的底部。空气由一次风机提压后送至硫酸蒸汽冷凝器1，进入管箱的顶部，管箱分左右两端，分别通过内部隔板分割为多段，空气进入空气管箱后沿管箱内部的隔板横向进入玻璃换热管，冲刷玻璃管，与热过程气热量交换，出玻璃换热管后在空气管箱的另外一端汇集，然后继续进入管箱中的下一段，以此方式形成s型流，与过程气错流换热，最终离开硫酸蒸汽冷凝器1的空气温度约为180℃。硫酸蒸汽冷凝器1底部送出的硫酸温度约为252℃。

本实施例中，硫酸蒸汽冷凝器1的出口尾气温度控制在93℃以下；空气与尾气压差控制在3kpa。

本实施例中，由硫酸蒸汽冷凝产生的浓硫酸温度较高，还采取冷硫酸混合急冷以及换热降温至40℃，后送出界区。

本实施例中，送出硫酸蒸汽冷凝器1的热空气，部分经二次风机提高压力，送至装置前段的燃烧炉4作为助燃空气，剩余的空气送烟囱放空，以提高放空尾气的温度及升力。

正常操作时，装置尾气排放情况如下：

so2：80mg/nm³(设计要求：<100)

so2排放速率：8.5kg/h

h2s浓度：不可检出

h2s排放速度：不可检出

cos+cs2浓度：不可检出

cos+cs2排放速度：不可检出

so3浓度：26mg/nm³(设计要求：<45)

so3排放速度：≤2.1kg/h

nox浓度：80mg/nm³(设计要求：<240)

nox排放速度：1.8kg/h

废水：无

废渣及废液：无

实施例2

本实施例的二次加压生产浓硫酸的湿法硫酸工艺系统的工艺流程图、硫酸蒸汽冷凝器如图1～2所示，本实施例中，以流量34328nm³/h，h2s浓度：1％mol为酸性原料气，可产硫酸(93wt％)当量142吨/天，过热蒸汽(420℃，4.0mpa)350.4吨/天。

步骤(1)中，酸性气的燃烧温度为896℃。助燃空气配比量为2.1倍。h2s酸性气在燃烧炉内的反应停留时间1.5s。经废热锅炉401冷却后的工艺气温度为420℃。

步骤(2)中，热工艺气以420℃从顶部进入组合式反应器5的第一催化剂床层501，反应后温度提高至510℃，后在第一段间换热器502通过与装置所产蒸汽热量交换后降温至410℃，送入反应器第二催化剂床层503，反应后温度升至418℃，后在第二段间换热器504通过与装置所产蒸汽热量交换后降至385℃，最后进入反应器第三催化剂床层505，反应后最终气体温度约为381℃，经工艺气冷却器506降温至280℃，送入下游工艺中的硫酸蒸汽冷凝器1。

本实施例中，从步骤(2)排出的so3工艺气中水含量为9.96％。so3工艺气进入硫酸蒸汽冷凝器1的入口温度为290～295℃。本实施例中，硫酸蒸汽冷凝器1的出口热风温度保持在180℃左右。

so3工艺气进入硫酸蒸汽冷凝器1，进一步降低温度，促使硫酸蒸汽冷凝成硫酸。so3工艺气进入硫酸蒸汽冷凝器1，沿壳程由下向上流动。管程内送入的空气作为冷介质与热过程气交换热量而降低热过程气的温度至93℃，伴随热过程气温度降低，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1的底部。空气由一次风机提压后送至硫酸蒸汽冷凝器1，进入管箱的顶部，管箱分左右两端，分别通过内部隔板分割为多段，空气进入空气管箱后沿管箱内部的隔板横向进入玻璃换热管，冲刷玻璃管，与热过程气热量交换，出玻璃换热管后在空气管箱的另外一端汇集，然后继续进入管箱中的下一段，以此方式形成s型流，与过程气错流换热，最终离开硫酸蒸汽冷凝器1的空气温度约为180℃。硫酸蒸汽冷凝器1底部送出的硫酸温度约为252℃。

本实施例中，硫酸蒸汽冷凝器1的出口尾气温度控制在93℃以下；空气与尾气压差控制在3kpa。

本实施例中，由硫酸蒸汽冷凝产生的浓硫酸温度较高，还采取冷硫酸混合急冷以及换热降温至40℃，后送出界区。

本实施例中，送出硫酸蒸汽冷凝器1的热空气，部分经二次风机提高压力，送至装置前段的燃烧炉作为助燃空气，剩余的空气送烟囱放空，以提高放空尾气的温度及升力。

正常操作时，装置尾气排放情况如下：

so2：50mg/nm³(设计要求：<100)

h2s浓度：不可检出

h2s排放速度：不可检出

cos+cs2浓度：不可检出

cos+cs2排放速度：不可检出

so3浓度：5mg/nm³(设计要求：<5)

nox浓度：80mg/nm³(设计要求：<240)

废水：无

废渣及废液：无。