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1、10申请公布号CN102068882A43申请公布日20110525CN102068882ACN102068882A21申请号201010544870722申请日20101107B01D53/26200601B01D5/00200601C01B17/5620060171申请人湖南新恒光科技有限公司地址418200湖南省怀化市洪江区岩门1号72发明人曾维兴54发明名称一种硫酸生产过程SO2气中的水分分离方法及工艺57摘要本发明公开了一种SO2气中的水分分离方法及工艺，它采用自发绝热真空蒸发形成的低温冷却水分离SO2气中的水分，将进干燥塔之前的SO2气中的水分含量明显降低；绝热真空蒸发产生的负压蒸。
2、汽作为后续一吸过程循环酸的补加水，在循环酸稀释器中被吸收循环酸吸收，使得冷却水的绝热真空蒸发能自发进行。本发明在不需要额外冷冻功的条件下依靠硫酸对负压水分的高度吸收形成的推动力实现自动制冷过程，廉价解决了进入干燥塔水分含量高的问题，为实现转化余热与一吸余热的充分回收提供了必要条件。51INTCL19中华人民共和国国家知识产权局12发明专利申请权利要求书1页说明书4页附图1页CN102068884A1/1页21一种硫酸生产过程SO2气中的水分分离方法，其特征在于采用自发绝热真空蒸发形成的低温冷却水分离SO2气中的水分，将进干燥塔之前的SO2气中的水分含量明显降低；绝热真空蒸发产生的负压蒸汽作为后。
3、续一吸过程吸收循环酸的补加水，在稀释器中被吸收循环酸吸收，使得冷却水的绝热真空蒸发能自发进行。2根据权利要求1所述的一种硫酸生产过程SO2气中的水分分离方法，其特征在于所述绝热真空蒸发分两段进行，一段在高温段，产生较高压力的负压蒸汽去高温酸稀释器，一段为低温段，产生较低压力的负压蒸汽去低温酸稀释器，所述高温段的蒸发温度大于10，优选大于15，低温段小于15，优选低于6。3一种硫酸生产过程SO2气中的水分分离工艺，它包括以下步骤1、原料气经净化后的净化气即SO2气进主风机，SO2气由负压变为正压，水分分压提高；2、从主风机出来的SO2气进入水冷器，采用凉水塔来的冷却水，将温度降低，气相中的部分水。
4、分得到分离；3、出水冷器后SO2气进入低温水冷器，低温水冷器优选采用填料塔即低温水冷塔，采用绝热真空蒸发器来的低温冷却水将SO2气进一步冷却处理，大部分水分得到分离；4、从低温水冷塔出来的冷却水进入脱吸塔，采用空气将冷水中的SO2解吸出来；5、冷却水经空气解吸SO2后进入绝热真空蒸发器制冷，水温降低后得到低温冷却水，去低温水冷塔循环使用；6、绝热真空蒸发分两段进行，一段在高温段，产生较高压力的负压蒸汽去高温酸稀释器，一段为低温段，产生较低压力的负压蒸汽去低温酸稀释器；7、从绝热真空蒸发器出来的负压蒸汽作为补加水去一吸循环酸的稀释器；8、从低温水冷塔出来的低温SO2气进入干燥塔干燥后进入转化。4。
5、根据权利要求3所述的一种硫酸生产过程SO2气中的水分分离工艺技术，其特征在于所述的SO2净化气进入主风机，SO2气成为正压状态，体系中的水分分压提高，出主风机的气体绝对压力一般在850MMHG以上，优选在930MMHG以上。5根据权利要求3所述的一种硫酸生产过程SO2气中的水分分离工艺技术，其特征在于从主风机出来的SO2气进入水冷器，采用凉水塔来的冷却水将体系气温降低到39以下，优选在36以下。6根据权利要求3所述的一种硫酸生产过程SO2气中的水分分离工艺技术，其特征在于从水冷器出来的SO2气体进入低温水冷塔，在塔中与塔顶来的低温冷却水逆流接触，将气相中的大部分水分分离，进低温水冷塔的水温低于。
6、20，优选低于6，出塔SO2气中水汽含量低于100千克/T硫酸，优选低于20千克/T硫酸。7根据权利要求3所述的一种硫酸生产过程SO2气中的水分分离工艺技术，其特征在于从低温水冷塔出来的冷却水进入脱吸塔，采用生产过程补加的空气将冷却水中的二氧化硫解吸出来，出塔水温低于36，优选低于32。8根据权利要求3所述的一种硫酸生产过程SO2气中的水分分离工艺，其特征在于将出脱吸塔的冷却水进行绝热真空蒸发制冷，冷却水温降低到20，优选低于6。权利要求书CN102068882ACN102068884A1/4页3一种硫酸生产过程SO2气中的水分分离方法及工艺技术领域0001本发明涉及硫铁矿生产硫酸领域，具体是。
7、一种SO2气中的水分分离的方法及工艺。技术背景0002在采用硫铁矿为原料制备硫酸的生产过程中，提高转化余热、吸收余热的回收率成为重要的研究课题。现有的生产工艺中，进入干燥塔的SO2气中水分含量高，造成干燥过程的放热量加大，吸收过程的放热量相应的减少；干燥过程的循环酸温度不能过高，否则对干燥产生不良影响；干燥酸浓度在94左右，酸温过高对设备的腐蚀性明显加大，故干燥过程产生的热量一般难于回收用于生产蒸汽，而是直接被冷却水带走，通过凉水塔散发到大气中。0003在一般的硫铁矿制酸两转两吸过程中，SO2气带入干燥塔的水分量达到168千克水/T硫酸，占整个生产硫酸所需水的85以上；干燥放热量达022810。
8、6KCAL/T硫酸其中一部分热量来自净化气带入水分的冷凝热，吸收循环酸需要移走的热量达0246106KCAL/T硫酸其中部分来自转化气带入的转化余热。干燥酸与一吸酸的对串量大，吸收酸温提高，串出酸带出的热量就大，当串出酸温度升高到200左右时，一吸产生的余热被完全带出。吸收过程的余热回收通常是将一吸循环酸温提高到200左右，采用串出的高温酸加热锅炉给水即软水或者加热给水直接生产低压蒸汽一般采用加热锅炉给水，达到回收吸收过程余热的目的。当一吸高温酸温度到达200，塔进口的酸温要求在180左右，出塔气温在180左右，含有一定量的硫酸蒸汽，需要设置低温一吸塔即吸收副塔，大量的SO3气余热在低温吸收塔。
9、中被低温吸收循环酸带走，在高温吸收塔中回收的余热不到02106KCAL/T硫酸，占整个吸收余热量不到46。二吸过程吸收SO3的量约为整个SO3吸收热的6，二吸吸收SO3放热量为0026106KCAL/T硫酸，二吸的酸温不能过高，回收二吸的余热没有多大的意义。干燥后的SO2气中含有微量的水分，一般要求在01克/标准立方米以下。一次SO3转化气进一吸塔的气温不能过低，否则会产生酸雾，对换热设备产生严重的腐蚀，一般要求在180以上；二次SO3转化气中硫酸分压含量有所降低，温度可以降到150的温度也不会产生酸雾。在实际的生产过程中，由于干燥水分指标没有达标，三换热器的腐蚀非常严重，常常会发生换热列管因。
10、腐蚀穿孔、发生气流短路而影响转化率的现象。转化过程产生的热量一般由SO3气直接带入吸收塔，热量由吸收循环酸传给冷却水散发到大气中。比较新颖的做法是将出转化换热器的一次转化SO3气温度提高到270左右，二次转化的SO3气出换热器的温度维持在155左右；对一次转化的SO3气带出的反应热进行部分回收后温度下降到180左右，用于加热锅炉给水，可回收余热0072106KCAL/T硫酸，回收余热产汽率为011吨蒸汽/T硫酸，占整个转化放热的29。大部分的转化热带入吸收系统。0004生产要求出转化换热器进入吸收塔的转化气温度不能过低，大量的转化余热必然被带入吸收系统，使得充分回收转化余热变得困难。因此将干燥。
11、塔的干燥负荷降低，出干燥塔的水分含量也就会跟着下降，为充分回收转化热提供必要的条件，如何降低进干燥塔SO2说明书CN102068882ACN102068884A2/4页4气的水分含量对转化余热与一吸余热的回收都有着重要的作用。采用一般经典制冷的办法将SO2气冷却分离其中的水分，将会消耗大量的冷冻功，得不偿失，没有一点价值。开发一种新型不需要消耗冷冻功制冷来分离SO2气中水分的工艺技术变得十分有益。发明内容0005本发明旨在解决上述的技术难题，提供一种SO2气中的水分分离的方法。0006本发明还提供了该方法的生产工艺。0007本发明解决问题所采取的技术方案是采用自发绝热真空蒸发形成的低温冷却水分。
12、离SO2气中的水分，将进干燥塔之前的SO2气中的水分含量明显降低；绝热真空蒸发产生的负压蒸汽作为后续一吸过程吸收循环酸的补加水，在稀释器中被吸收循环酸吸收，使得冷却水的绝热真空蒸发能自发进行。0008所述绝热真空蒸发分两段进行，一段在高温度，产生较高压力的负压蒸汽去高温酸稀释器，一段为低温段，产生较低压力的负压蒸汽去低温酸稀释器，所述高温段的蒸发温度大于10，优选大于15低温段小于15，优选低于10。0009具体工艺步骤如下00101、原料气经净化后的净化气即SO2气进主风机、二氧化硫气由负压变为正压，水分分压提高，便于气相中水分的分离。00112、从主风机出来的SO2气进入水冷器、采用凉水塔。
13、来的冷却水，将温度降低，气相中的部分水分得到分离，减轻后续低温水冷的分离水分负荷。00123、从水冷器出来的SO2气进入低温水冷器、优选采用填料塔即低温水冷塔，采用绝热真空蒸发器来的低温冷却水将SO2气进一步冷却处理，大部分水汽得到分离。00134、从低温水冷塔出来的冷却水中溶解一定量的SO2，进入脱吸塔，采用空气将冷水中的SO2解吸出来。00145、冷却水经空气解吸SO2后进入绝热真空蒸发器制冷，水温降低后得到低温冷却水，去低温水冷塔循环使用。00156、绝热真空蒸发分两段进行，一段在高温度，产生较高压力的负压蒸汽去高温酸稀释器，一段为低温段，产生较低压力的负压蒸汽去低温酸稀释器，00167。
14、、从绝热真空蒸发器出来的负压蒸汽作为补加水去一吸循环酸的稀释器，被循环吸收酸吸收，使得绝热真空蒸发自发进行，不需要消耗电功。00178、从低温水冷塔出来的低温SO2气进入干燥塔干燥后进入转化。0018所述的SO2净化气进入主风机，SO2气成为正压状态，体系中的水分分压提高，出主风机的气体绝对压力一般在850MMHG以上，优选在930MMHG以上。0019从主风机出来的SO2气进入水冷器，采用凉水塔来的冷却水将体系的气温降低到39以下，优选在36以下。0020从水冷器出来的SO2气体进入低温水冷塔，在塔中与塔顶来的低温冷却水逆流接触，将气相中的大部分水分分离，进低温水冷塔的水温低于20，优选低于。
15、6，出塔净化气即SO2气中水汽含量低于100千克/T硫酸，优选低于20千克/T硫酸。0021从低温水冷塔出来的冷却水进入脱吸塔，采用生产过程补加的空气将冷却水中的二氧化硫解吸出来，出塔水温低于36，优选低于32说明书CN102068882ACN102068884A3/4页50022将出脱吸塔的冷却水进行绝热真空蒸发制冷，冷却水温降低到20，优选低于6。0023本发明的工艺技术参数的确定如下00241、出电除雾器的SO2气水分含量与温度确定0025从净化系统电除雾器出来的SO2气温一般为38，绝对压力为700MMHG，水汽含量为1688千克/T硫酸。00262、水冷器0027从电除雾出来的SO2。
16、气经过主风机升后气压达930MMHG，温度为43，与凉水塔来的32冷却水换热，将气温度降低到36，出水冷换热器后SO2气的水汽含量为115千克/T硫酸。00283、低温水冷塔0029设计确定进入低温水冷塔的冷水温度38，出口SO2气温为6，对应的蒸汽分压为701MMHG，出口SO2气水分含量为173千克/T硫酸。00304、脱吸塔0031从低温水冷塔出来的冷却水，进入脱吸塔，采用补加的空气解吸，将冷却水中的二氧化硫解吸出来。补加的干空气量为690标准立方米/T硫酸，水分质量含量为干空气的2，以成品酸计算为178千克/T硫酸。0032设计确定进入脱吸塔的空气温度为30，出塔温度为32，水汽含量为。
17、260千克/T硫酸；进塔水温为34。冷却水出口温为322。00335、绝热真空蒸发器的蒸发温度与蒸发量确定0034从脱吸塔出来的冷却水进入绝热真空蒸发器，322的冷却水进行绝热真空蒸发，水温从322降低到38，38对应的蒸汽分压为6MMHG，对应的蒸汽压力800PA。0035进入绝热真空蒸发器的冷却水量为2868T/T硫酸，需要蒸发的水分量为1369千克/T硫酸。00366、与后续一吸循环吸收酸的高温酸稀释器与低温酸稀释器相对应，绝热真空蒸发分两段进行，一段在高温度，产生较高压力的负压蒸汽去高温酸稀释器，一段为低温段，产生较低压力的负压蒸汽去低温酸稀释器。设计确定高温段的蒸发温度为16，低温段。
18、为38。0037稀释一吸循环酸需要以负压蒸汽加入的量为1668千克/T硫酸。一吸过程需要的蒸发量大于绝热真空蒸发的量，考虑到过程的冷量损失，绝热真空蒸发过程蒸发的量要大1369千克/T硫酸。在具体生产过程中可以向绝热真空蒸发器高温段补充适当的水量，使得蒸发量达到1668千克/T硫酸，多余的低温冷却水再从高温蒸发段出口排出。0038本发明技术的优越性0039本发明采用自发绝热真空蒸发制冷的工艺技术，生产低温冷却水，在低温水冷塔中对SO2气中的水分分离，气相中的水分明显降低；绝热真空蒸发产生的负压蒸汽作为后续一吸过程吸收循环酸的补加水，在稀释器中被吸收循环酸吸收，使得冷却水的绝热真空蒸发能自发进行。
19、。本发明在不需要额外冷冻功的条件下，依靠吸收循环酸对水分高度吸收形成低负压的蒸汽压使得蒸发自发进行，产生大量的冷量，形成低温冷却水。0040本发明的重要意义说明书CN102068882ACN102068884A4/4页60041本发明在不需要额外冷冻功的条件下依靠硫酸对负压水分的高度吸收形成的推动力实现自动制冷过程，廉价解决了进入干燥塔水分含量高的问题，为实现转化余热与一吸余热的充分回收提供了必要条件。附图说明0042下面结合附图详细描述本发明。0043附图为本发明的具体工艺流程图。具体实施方式0044本实施实例以30万吨的硫酸生产线为例0045每小时生产硫酸375吨，转化气浓83。00461。
20、、从净化系统出电除雾器的SO2气温为38，绝对压力为700MMHG，水汽含量为6330千克/H。00472、从电除雾出来的SO2气经过主风机升后气压达930MMHG，温度为43，与凉水塔来的32冷却水换热，将气温度降低到36，出水冷换热器后SO2气的水汽含量为43125千克/H。00483、进入低温冷却塔的冷水温度38，出口SO2气温为6，对应的蒸汽分压为701MMHG，出口SO2气水分含量为648千克/H。0049过程中冷凝的水分为3663千克/H。0050出塔冷却水温为34，进塔的冷却水量为104吨/H，出塔冷却水量为10766T/H。00514、从低温冷却塔出来的冷却水，进入脱吸塔，采用。
21、补加的空气解吸，将冷却水中的二氧化硫解吸出来。补加的干空气量为25875标准立方米/H，水分质量含量为干空气的2，以成品酸计算为6675千克/H。0052进入脱吸塔的空气温度为30，出塔温度为32，进塔水温为34。冷却水出口温为322。00535、从脱吸塔出来的冷却水进入真空绝热蒸发器，322的冷却水进行绝热真空蒸发，分为两段绝热真空蒸发一段为16下蒸发，一段为38下绝热蒸发。00546、从低温水冷塔出来6的低温SO2气进入干燥塔，对SO2气进行干燥处理。00557、总计绝热真空蒸发器的蒸发量为62625千克/H。说明书CN102068882ACN102068884A1/1页7说明书附图CN102068882A。