SO2气体预转化制酸工艺及装置
阅读：1029发布：2020-10-13
专利汇可以提供SO2气体预转化制酸工艺及装置专利检索，专利查询，专利分析的服务。并且本 发明 涉及一种SO2气体的预转化制酸工艺及装置，混有O2的初始SO2烟气经过预循环换热器升温后，与预循环 风 机送来的SO3烟气混合进入预转化器触媒层发生反应；预转化器出口SO3烟气直接或经过 蒸汽 过热 器 进入预循环换热器，对初始SO2烟气加热升温；经预循环换热器降温后的SO3烟气分成两股，一股由预循环风机抽出与升温后的初始SO2烟气混合然后进入预转化器，另一股直接或经预吸收装置后进入传统SO2转化酸系统。本发明预循环转化工艺对烟气中SO2浓度 波动 有很强的适应性，可作为预处理模 块 直接接入传统“3+1”两转两吸制酸系统之前，不干涉后续“3+1”制酸流程。满足不超过催化剂耐温极限 温度 的高浓SO2转化要求。，下面是SO2气体预转化制酸工艺及装置专利的具体信息内容。
1.一种SO2气体预转化制酸工艺，其特征在于包括：
混有O2的初始SO2烟气经过预循环换热器升温后，与预循环风机送来的SO3烟气混合进入预转化器触媒层发生反应；
预转化器出口SO3烟气直接或经过蒸汽过热器进入预循环换热器，对初始SO2烟气加热升温；
经预循环换热器降温后的SO3烟气分成两股，一股由预循环风机抽出与升温后的初始SO2烟气混合然后进入预转化器，另一股直接或经预吸收装置后进入传统SO2转化酸系统。
2.根据权利要求1所述的SO2气体预转化制酸工艺，其特征在于：如果经预循环换热器降温后的SO3烟气直接进入传统SO2制酸系统，初始SO2烟气中SO2浓度在10％～65％，O2浓度
10％～40％；如果经预循环换热器降温后的SO3烟气经预吸收后进入传统SO2制酸系统，初始SO2烟气中SO2浓度在10％～35％，O2浓度大于35％。
3.根据权利要求1或2所述的SO2气体预转化制酸工艺，其特征在于：混合后预转化器入口SO2浓度10％～27.5％，预转化器出口SO2浓度3.5％～18.5％，SO3浓度11％～70％。
4.根据权利要求1或2所述的SO2气体预转化制酸工艺，其特征在于：该工艺标况下循环倍率0～4.2，循环倍率＝循环烟气量/初始烟气量。
5.根据权利要求1或2所述的SO2气体预转化制酸工艺，其特征在于：初始SO2烟气与SO3烟气混合至400℃～410℃，预转化器出口气体温度610～630℃。
6.根据权利要求1或2所述的SO2气体预转化制酸工艺，其特征在于：所述预吸收装置包括预吸收换热器和预吸收塔，未循环的SO3烟气先进入预吸收换热器降温，再进入预吸收塔吸收SO3，预吸收后的烟气又再次经过预吸收换热器升温，最后进入传统SO2转化酸系统。
7.一种SO2气体预转化制酸装置，其特征在于该装置包括：
预循环换热器，用于利用预转化器产出的SO3烟气对初始SO2烟气加热升温；
预循环风机，用于将经预循环换热器降温后的SO3烟气中的一部分抽出然后与升温后的初始SO2烟气混合；
预转化器，用于使混合烟气在其触媒层发生反应，转化为SO3烟气。
8.根据权利要求7所述的SO2气体预转化制酸装置，其特征在于：还设置有预吸收装置，用于将未循环的SO3烟气吸收，然后送入传统SO2转化酸系统。
9.根据权利要求8所述的SO2气体预转化制酸装置，其特征在于：所述预吸收装置包括相连的预吸收换热器和预吸收塔，预吸收换热器用于将未循环的SO3烟气降温后送入预吸收塔吸收SO3，然后将预吸收后的烟气升温后送入传统SO2转化酸系统。
10.一种SO2气体预转化制酸装置，其特征在于：
该装置包括预循环换热器、预循环风机和预转化器，预循环换热器一端设置有初始SO2烟气入口和SO3烟气出口，另一端设置有初始SO2烟气出口和SO3烟气入口；
所述初始SO2烟气出口与预循环风机出气口通过管道汇合后，连接预转化器入口；预转化器出口通过管道与所述SO3烟气入口连通，所述SO3烟气出口通过管道分为两路，其中一路接入预循环风机进气口。
SO2气体预转化制酸工艺及装置
技术领域
背景技术
[0002] 在目前投入工业化生产的非常规高浓度SO2烟气转化工艺中,国外公司采用的技术主要有：1、奥图泰公司的LURECTM循环转化工艺。2、孟莫克公司的“预转化工艺”。3、拜耳技术公司的BAYQIKTM预转化预吸收工艺。国内公司采用的技术主要有：1、“预转化预吸收工艺”；2、“非衡态”高浓度SO2转化技术。
[0003] 奥图泰公司的LURECTM循环转化技术主要利用第一次转化(三层转化)后的循环烟气抽出一部分通过循环风机返回一次转化入口，与高浓SO2烟气混合的转化工艺。该工艺利用一次转化后形成SO3混入一次入口烟气中可有效抑制SO2转化为SO3的转化率的原理，从而达到控制一层转化出口烟气不超过630℃左右的触媒极限温度。该法需要对整个转化系统进行整体换热设计，转化器构造复杂，其内部还设有换热器，成套技术引进费用和维修成本高。由于烟气要经过三层转化和三次换热再返回主烟气入口，需要克服的系统阻力较大，一般需在10kpa以上，风机压升一般取到了20～25kPa，因此，一般采用高压鼓风机。高温高压对风机的选型是较为苛刻的，国产风机一般难以胜任。更重要的是，经过三层转化的烟气中SO3浓度很高，轻易就会达到SO3酸雾的露点(如280℃就有冷凝酸产生)。冷凝酸对风机的密封系统腐蚀很快，极易发生SO3烟气从风机的旋转轴密封处泄露的环保安全事故。此外，该工艺会增大整个转化器、换热器的通气量，对于缩小转化设备规格的作用不明显。
[0004] 孟莫克公司“预转化工艺”流程为：引出一部分高浓度SO2烟气与经过空气干燥塔干燥后的空气混合至12％左右后进预转化层进行SO2平衡转化，转化后的含SO3烟气与分流前的主SO2烟气进行混合成SO2浓度大于12％的烟气再进“3+1或3+2”两转两吸制酸系统。这样分流转化后的烟气与未进预转化的烟气相混，一方面能降低进“3+1或3+2”两转两吸工艺的SO2浓度；另一方面能利用部分经过预转化形成的SO3抑制后续SO2转化率的目的来控制传统“3+1或3+2”系统的一段触媒不超过触媒能耐受的极限温度。该技术在配入空气后，相当于能够处理SO2浓度为17～19％的干燥烟气。但也受此浓度比例的限制，配入的空气量无法进一步减少，配入的空气必须经一台单独设置的干燥塔除掉水蒸气后才能进预转化系统，空气干燥塔的设置也增加了设备投资。空气风机的升压因受整个转化干吸的阻力限制，仅仅比SO2主风机少了前部烟气净化系统(约10kPa)的阻力损失，其总压升一般不小于60kPa，因此其运行功率也不容小觑。如果要减少预转化所配入的空气量就必须再分出一股或多股气体，再多进一层或多层预转化触媒才能够实现目标。但是，这么做的结果是设备投资激增、分流阀增多，易发生因烟气波动响应不及时带来的控制冗余，因此，这么做更不合适。拜耳技术公司的BAYQIKTM预转化预吸收工艺的特点是：引出部分高浓度SO2烟气经过BAYQIKTM预转化器，SO2在该转化器中的转化率远达不到平衡转化率，即为受控转化率，主要受到触媒装填量的控制，使SO2转化后的最高温度不超过触媒能承受的最高温度。预转化后的SO2气体经过预吸收塔吸收掉产生的SO3后再与未引出的高浓SO2烟气混合至SO2含量为9％～11％，达到进传统“3+1”两转两吸制酸系统的要求。该转化器的结构类似管壳式换热器，触媒被装填在换热器的管程内，冷却空气(或其它冷却介质)走壳程，通过换热壁来冷却管内的高温触媒。该工艺尽管在理论上有突出优点，但在能量消耗、系统可靠性等方面并无优势，其专用管式转化器又存在造价十分昂贵、结构复杂、制造要求高、触媒装卸繁琐等问题，可处理的烟气规模较小，按照目前制酸规模越来越大的发展趋势，弊端是很明显的。
[0005] 国内“预转化预吸收工艺”原理是：采用与孟莫克公司相同的“预转化”工艺技术再加上一个预吸收过程，用以吸收掉预转化形成的SO3，预吸收后的烟气与系统未引出的SO2烟气混合至9％～11％后再进传统“3+1”两转两吸制酸系统。由于多一次吸收过程，理论上是一种三转三吸工艺，有助于降低触媒装填和最终吸收塔出口烟气so2浓度。但是，预吸收的加入反而会无法提高预转化后进一层转化总烟气的so2浓度，这对于提高初始烟气中的so2浓度是不利的，适应高浓度so2的能力被削弱。所以，在硫酸尾气后端设有尾气脱硫塔保证SO2达标的前提下，该工艺还不如孟莫克预转化工艺对高浓SO2的适应性。
[0006] 国内“非衡态”高浓度SO2转化技术特点是：以触媒的装填量来控制第一层(预转化层)转化出口烟气所能达到的最高温度。预转化器与常规转化器并无二致。预转化后形成的SO3烟气直接进入后续“3+1”转化制酸系统。这样做的好处是：利用了一层转化所形成的SO3来抑制二层触媒的SO2转化率，使得进二层的SO2浓度能高于传统“3+1”转化系统烟气中的SO2浓度，从而实现高浓SO2转化的目的。目前该工艺可处理的烟气SO2浓度最高为16～18％，但是，这种工艺的劣势也很明显：对于烟气量的波动很敏感，烟气量要尽量稳定才能保证预转化层的烟气能够远离平衡点离开触媒层，否则，系统烟气量一旦减小，触媒超温烧毁的几率相当大。对于冶炼烟气不同工况烟气波动的适应性只能通过再建一套转化干吸系统来匹配烟气量的调节。因此，相对建一套传统制酸系统的投资不降反升。有悖于高浓SO2转化是为了减小设备规格，减少设备投资的设计初衷。
发明内容
[0007] 本发明目的在于提供一种SO2烟气的预转化制酸工艺和装置，对SO2浓度波动有很强的适应性，能够处理高浓度SO2烟气，满足不超过触媒极限温度的转化要求，且实现节能降耗。
[0008] 本发明的技术方案为；一种SO2气体预转化制酸工艺，包括：
[0009] 混有O2的初始SO2烟气经过预循环换热器升温后，与预循环风机送来的SO3烟气混合进入预转化器触媒层发生反应；
[0011] 经预循环换热器降温后的SO3烟气分成两股，一股由预循环风机抽出与升温后的初始SO2烟气混合然后进入预转化器，另一股直接或经预吸收装置后进入传统SO2转化酸系统。
[0012] 在一个具体实施方式中，如果经预循环换热器降温后的SO3烟气直接进入传统SO2制酸系统，初始SO2烟气中SO2浓度在10％～65％，O2浓度10％～40％；如果经预循环换热器降温后的SO3烟气经预吸收后进入传统SO2制酸系统，初始SO2烟气中SO2浓度在10％～35％，O2浓度大于35％。
[0013] 在一个具体实施方式中，混合后预转化器入口SO2浓度10％～27.5％，预转化器出口SO2浓度3.5％～18.5％，SO3浓度11％～70％。
[0014] 在一个具体实施方式中，该工艺标况下循环倍率0～4.2，循环倍率＝循环烟气量/初始烟气量。
[0015] 在一个具体实施方式中，初始SO2烟气与SO3烟气混合至400℃～410℃，预转化器出口气体温度610～630℃。
[0016] 在一个具体实施方式中，所述预吸收装置包括预吸收换热器和预吸收塔，未循环的SO3烟气先进入预吸收换热器降温，再进入预吸收塔吸收SO3，预吸收后的烟气又再次经过预吸收换热器升温，最后进入传统SO2转化酸系统。
[0017] 本发明还提供一种SO2气体预转化制酸装置，该装置包括：
[0018] 预循环换热器，用于利用预转化器产出的SO3烟气对初始SO2烟气加热升温；
[0019] 预循环风机，用于将经预循环换热器降温后的SO3烟气中的一部分抽出然后与升温后的初始SO2烟气混合；
[0020] 预转化器，用于使混合烟气在其触媒层发生反应，转化为SO3烟气。
[0023] 在一个具体实施方式中，还设置有预吸收装置，用于将未循环的SO3烟气吸收，然后送入传统SO2转化酸系统。
[0024] 在一个具体实施方式中，所述预吸收装置包括相连的预吸收换热器和预吸收塔，预吸收换热器用于将未循环的SO3烟气降温后送入预吸收塔吸收SO3，然后将预吸收后的烟气升温后送入传统SO2转化酸系统。
[0025] 在一个具体实施方式中，所述预转化器只设置一层触媒。
[0026] 在一个具体实施方式中，所述预循环风机为耐高温变速风机。
[0027] 本发明提供的SO2气体预转化制酸装置，该装置包括预循环换热器、预循环风机和预转化器，预循环换热器一端设置有初始SO2烟气入口和SO3烟气出口，另一端设置有初始SO2烟气出口和SO3烟气入口；
[0028] 所述初始SO2烟气出口与预循环风机出气口通过管道汇合后，连接预转化器入口；预转化器出口通过管道与所述SO3烟气入口连通，所述SO3烟气出口通过管道分为两路，其中一路接入预循环风机进气口。
[0029] 本发明利用转化过程的SO3对SO2正向转化有抑制的特点，使得预转化过程的平衡态的转化率远低于没有SO3存在时的平衡转化率。
[0030] 本发明原理主要是基于含有SO2、O2、SO3三种气体体积浓度因子的转化平衡方程。该方程是一种对原只含SO2和O2浓度平衡方程的改进式，成功加入了关键的SO3浓度因子。因此，该公式能单独计算出转化器每一层的平衡转化率。同理，它也适用于有循环返气工艺的平衡转化计算。该平衡转化方程式为：
[0031] (a·xT+c)/(a+c)＝kP/(kP+((100-0.5·a·xT)/P/(b-0.5·a·xT))0.5)
[0032] 式中：a为SO2初始体积浓度(％)，b为O2初始体积浓度(％)，c为SO3初始体积浓度(％)，kP为平衡常数，xT为SO2平衡转化率，P为平衡时气体总压力(atm)。
[0033] 循环倍率的调节是本发明的关键点(循环倍率＝循环烟气量/进预转化系统的高浓SO2气体量，按体积)，通过调节循环倍率的值就能实现处理SO2浓度波动在10％～65％之间的高浓SO2烟气，调节范围大致在0～4.2(标况)之间，由具体工况计算确定。
[0034] 本发明的优势及特点：
[0035] 1)本发明预循环转化工艺对烟气中SO2浓度波动有很强的适应性，是目前所有高浓SO2系统中适用范围最广的转化工艺。
[0036] 2)本发明SO2预循环转化工艺可作为预处理模块直接接入传统“3+1”两转两吸制酸系统之前，不干涉后续“3+1”制酸流程。不同于LURECTM循环转化技术，需要对整个转化及换热系统做全新工艺设计。
[0037] 3)本发明工艺满足不超过催化剂耐温极限温度(630℃)的高浓SO2转化要求。
[0038] 4)本发明预转化层出口的高温烟气通过蒸汽过热器可副产1.6～5.5MPa的高品质发电用蒸汽，是一种节能降耗型高浓转化技术。
[0039] 5)本发明预循环转化系统对转化设备不挑剔，国内国外的转化换热设备及触媒都适用。
[0042] 附图2为本发明实施例2的装置及流程图；
[0043] 其中，1、预循环风机，2、预转化器，3、预循环换热器，4、蒸汽过热器，4’、余热锅炉，5、预吸收换热器，6、预吸收塔，7、SO2主风机。
具体实施方式
[0044] 本发明在传统的“3+1”系统之前设置一套预循环转化系统，主要由预转化器、预循环换热器、预循环风机几部分构成。
[0045] 在一个具体实施方式中，参考图1和2，工艺流程为：从硫酸主风机送来经过一次升温后的初始烟气先经过预循环换热器二次升温后，与预循环风机送来的SO3烟气混合至400℃～410℃左右，一并进入预转化器触媒层发生反应。掺入大量SO3气体的混合烟气能够有效地控制预转化层的SO2转化率，使出预转化层的混合烟气温度低于设计工况下触媒极限温度。
[0046] 预转化器出口烟气先经过蒸汽过热器产出1.6～5.5MPa的中压蒸汽(该蒸汽送余热发电系统利用)，再经过预循环换热器，对进入预转化系统的高浓SO2烟气加热升温。
[0047] 经预循环换热器降温后的SO3烟气分成两股流向：其中大部分烟气由预循环风机抽出，与进预转化器的高浓SO2烟气混合后进入预转化器内循环转化，参与预循环的烟气量由计算设计确定(调节循环倍率)；未被循环抽出的烟气则进入后续传统的“3+1”转化干吸系统。
[0048] 后续烟气的处理可以有两种方式可选：
[0049] 一种是直接接入传统“3+1”或者“3+2”转化工序，如图1。这种工艺的适应性很广，它能够处理SO2浓度在10％～65％之间的高浓烟气。经过分析计算，预转化后的烟气继续在常规转化中释放的热量对于触媒的耐受和换热平衡的设计是能够满足要求的，且最终SO2的转化率能达到99.9％以上。
[0050] 另一种是设置一套有预吸收换热器和预吸收塔的预吸收装置，用以吸收预转化所形成的SO3，如图2。设置预吸收装置的好处是能提高制酸系统的总转化率(相当于三转三吸)，多产硫酸，减小尾气脱硫的SO2处理量。但是这要求进预转化的SO2浓度不超过35％，O2浓度还需要大于35％，才能保证经过预吸收后烟气中的SO2浓度不超过10％，以适应传统“3+1”转化工序的最高SO2浓度要求。另外，这里考虑将SO2主风机设置在预吸收塔之后而非硫酸干燥塔之后。这样做有一个很大优势：就是使预转化系统处于负压状态下，使预转化风机不会因密封腐蚀而发生SO3烟气泄露污染环境的事故。
[0051] 由于受到两转两吸工艺特点的限制，无预吸收装置的SO2最终转化率会低于设有预吸收装置的工艺。但是，目前硫酸行业基本都设有尾吸装置，所以，对于SO2达标排放问题不大。加设预吸收装置及SO2主风机后置的工艺和未设预吸收装置的工艺都是本发明所包含内容。选择哪种工艺，可由进转化烟气的SO2浓度、预循环倍率、投资运行费等因素来综合决定。
[0052] 以下通过附图所示的两个具体实施例对本发明进行详细的说明。以下对于气体的浓度均指体积浓度。
[0053] 在下述实施例中，预转化器只设置一层触媒。采用传统圆柱形硫酸转化器，直径较传统“3+1”转化器大。
[0054] 在下述实施例中，预循环风机为高温风机，设计耐高温烟气温度达500℃。循环风量应按照工况时最高温度和气量进行设计。循环风机采用变频风机，可根据不同进气SO2浓度来调节循环烟气量。保证低工况工作时风机能提供5kPa左右压头，运行功率较LURECTM技术小。
[0055] 在下述实施例中，蒸汽过热器、余热锅炉和气体换热器为制酸工艺中常规设备。
[0056] 实施例1(无预吸收装置，如图1)：
[0057] 初始SO2浓度为65％、O2浓度为35％的烟气进入预循环换热器，被经过蒸汽过热器后500℃左右的高温烟气加热，再与预循环风机送来的SO3烟气混合至400℃左右，一并进入预转化器入口。混合后烟气的SO2浓度降低至27.26％，SO3浓度55.9％，O2浓度为16.83％，进入预转化器进行平衡转化反应。预转化器出口的气体温度达610℃左右，平衡转化率为36.27％，烟气中SO2浓度为18.28％，SO3浓度为69.21％，O2浓度为12.5％。预转化后的高温烟气先进入蒸汽过热器产出2.5MPa高品质过热蒸汽，蒸汽可直接送至汽轮机发电。经过蒸汽过热器降温至500℃左右的SO3烟气进入预循环换热器用于加热初始高浓SO2气体，同时，烟气温度降至450℃左右，其大部分烟气由预循环风机抽出返回预转化器与初始烟气混合参与预循环转化过程。此时，预转化烟气的循环倍率为4.2(标况)，未参与循环的剩余烟气则进入后续常规"3+1"转化干吸系统。
[0058] 实施例2(有预吸收装置，如图2)：
[0059] 初始SO2浓度为35％、O2浓度为35％的烟气进入预循环换热器，被预转化后的高温烟气加热到400℃后与预循环风机送来400℃的SO3烟气混合，一并进入预转化器，混合后的SO2浓度降低至14.24％，O2浓度为26.82％，SO3浓度为25.16％，进入预转化器发生平衡转化，出预转化器的气体温度为610℃，平衡转化率为55.55％。预转化出口SO2浓度为6.6％，O2浓度为23.8％，SO3浓度为34.43％。转化后的高温烟气先进入预循环换热器加热高浓SO2气体至400℃，再进入余热锅炉产出1.6MPa饱和蒸汽，同时烟气温度降至400℃。由预循环风机抽出设定循环量的SO3烟气与经过预热的初始SO2烟气配气后重新进入预转化器内，此时烟气的循环倍率为2.7(标况)。剩余未循环的SO3烟气则先进入预吸收换热器降温至165℃左右，再进入预吸收塔，用98％酸吸收在预转化过程产生的SO3气体。预吸收后约80℃烟气中的SO2浓度又提高至10％，该烟气由SO2主风机进行增压输送，经过预吸收换热器升温至325℃左右，最后进入常规"3+1"转化干吸系统制酸。
[0060] 表1列出了烟气中SO2体积浓度为10％～65％时，预转化器入口烟气温度为400℃，出口烟气温度为600℃时，采用实施例1的装置进行预循环转化工艺中的一些参数指标。表中的初始SO2浓度是以每间隔5％为分析依据进行的统计，实际上在给定浓度范围(SO2：10％～65％)内更多烟气组分未进行统计的情况也属于本发明所能处理烟气的技术范畴。
[0061] 以序号1的数据为例，预循环混合平衡转化率xT的计算是依据本发明建立的平衡转化方程式：
[0062] (a’·xT+c’)/(a’+c’)＝kP/(kP+((100-0.5·a’·xT)/P/(b’-0.5·a’·xT))0.5)，[0063] 该例中a’＝(15*1+4.67*0.58)/1.58＝11.2，b’＝(10*1+4.98*0.58)/1.58＝8.157，c’＝0.58*11.16/1.58＝4.097，kP＝9.39(由lgkp＝4905.5/600-4.6455得)，P＝1.3(绝压，atm)。
[0064] 预转化实际转化率x’的计算：
[0065] x’＝(1*a-((1+m)*(1-b’/100*xT/2)-m)*a”)/a＝(15-(1.58*(1-8.157％*59.67％/2)-0.58)*4.67)/15＝70.06％。
[0066] 表1
[0067]
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