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怎么找到AG官方网站硫酸工艺学_图

发布时间:2020-11-26 19:07

  硫酸工艺学_能源/化工_工程科技_专业资料。第2章 硫酸生产工艺学 2.1 概述 2.2 硫酸的生产原料 2.3 二氧化硫炉气的制造 2.4 二氧化硫的催化氧化 2.5 三氧化硫的吸收 2.6 生产全流程 2.7 硫酸生产技术展望

  第2章 硫酸生产工艺学 2.1 概述 2.2 硫酸的生产原料 2.3 二氧化硫炉气的制造 2.4 二氧化硫的催化氧化 2.5 三氧化硫的吸收 2.6 生产全流程 2.7 硫酸生产技术展望 内容提要 本章围绕硫酸生产中的主要化学反应二氧化硫催 化氧化生成三氧化硫的反应,阐明可逆放热气固 催化反应的特点,根据这些特点确定优化目标, 优化反应条件,反应器和生产流程。 原料气的生产和净化作为主要反应的前置过程, 根据主反应的需要来确定优化目标,结合这些过 程自身的特点来确定优化反应条件、净化方法和 主要设备。 三氧化硫成酸是主反应的后继过程,根据主反应 的结果并结合自身的特点进行优化,确定成酸反 应条件、成酸方法和主要设备。 学习指导 了解硫酸工业的发展史、硫酸的用途和 规格、生产硫酸的原料、接触法生产硫 酸原则流程、硫酸生产的技术经济指标、 硫酸生产技术展望。掌握二氧化硫炉气 的制备及净化、二氧化硫催化氧化过程、 及硫酸的成酸过程。 2.1 概述 2.1.1 硫酸的用途和产品规格 2.1.2 硫酸的生产历史 2.1.1 硫酸的用途和产品规格 (1)硫酸的用途 (2)硫酸的产量 (3)工业硫酸的规格 (1)硫酸的用途 硫酸的用途十分广泛,主要是化肥工业 和冶金工业。化肥工业主要是生产过磷 酸钙和硫酸铵;冶金工业则是用于铜、 锌、镉、镍等金属的电解精炼;其它如 轻工业、有机化工工业、无机盐工业等。 (2)硫酸的产量 1950年,世界年产量2780万吨,1960年, 世界年产量4822万吨,1970年,世界年 产量9107万吨,1980年,世界年产量 14000万吨,1995年,世界年产量15000 万吨。2004年,世界年产量约18000万 吨。 (3)工业硫酸的规格 93%,98%,105%,110%,120%。 2.1.2 硫酸的生产历史 (1)10世纪,分解法 (2)18世纪,铅室法 (3)接触法生产硫酸 (4)我国生产情况 (1)10世纪,分解法 用绿矾(FeSO4·7H2O)为原料,高温加 热分解: FeSO4·7H2O → FeSO4 + 7H2O 2 FeSO4 → Fe2O3 + SO2 + SO3 SO3 + H2O → H2SO4 这种生产方法,硫的转化率只有50%, 收率低,环境污染严重,产量极小,主 要用于炼丹。 (2)18世纪,铅室法 1746年,出现铅室法制酸工艺。其方法 为: S + O2 → SO2 SO2 + NO2 + H2O → H2SO4 + NO 2NO + O2 → NO2 在反应中,NO2只起了催化作用,但它们 反应后被空气稀释,未能回收,浪费原 料,污染环境。 ? 1827年,出现吸硝塔-分解塔工艺。吸硝塔 中用浓硫酸吸收NO和NO2生亚硝基硫酸, 在分解塔中使亚硝基硫酸分解,生成的NO 再使用。 ? 2H2SO4 + NO2 + NO → 2NOHSO4 + H2O ? 2NOHSO4 + 2H2O → 3 H2SO4+ 2 NO ? 但这种方法生产的硫酸,其纯度和浓度不 高,达不到有机合成生产磺化产品、硝化 产品的要求。 (3)接触法生产硫酸 1831年,用铂作催化剂生产硫酸,但铂 易中毒,只能用纯硫生产的SO2。 20世纪40年代,用钒催化剂代替铂催化 剂,这是目前世界上采用的唯一方法。 生产原理为: S + O2 → SO2(或硫铁矿) 2SO2 + O2 → 2SO3 SO3 + H2O → H2SO4 (4)我国生产情况 1876年在天津建厂生产,1949年前,最 高年产量为18万吨,1983年为869万吨, 1997年为1991万吨,居世界第二位(美 国4515万吨)。 2.2 硫酸的生产原料 2.2.1 硫磺 2.2.2 硫铁矿 2.2.3 硫酸盐矿 2.2.4 含硫工业废物 2.2.1 硫磺 主要来自自然界的单质硫,还有少量从 煤、石油中回收的硫。由于原料纯、工 艺简单、投资费用少、生产成本低。但 我国没有天然硫磺矿,因此主要用硫铁 矿为原料,上世纪90年代后期,国内许 多硫酸厂采用硫磺为原料生产硫酸。 2.2.2 硫铁矿 硫铁矿是世界大多数国家生产硫酸的主要原料。 可以分为普通硫铁矿、浮选硫铁矿和含煤硫铁 矿。 普通硫铁矿具有金属光泽,又称黄铁矿,是硫 化物中分布最普通的矿物,含硫约为25%~ 52%,含铁约为35%~44%。 浮选硫铁矿为浮选铜、锌、锡的硫化物得到的 废矿,含硫约为30%~40%。 含煤硫铁矿是由煤筛选分离出来的硫铁矿和其 它含硫混合物,含硫约为35%~40%,含碳约 为10%~20%。 2.2.3 硫酸盐矿 主要有石膏(CaSO4)、 芒硝(Na2SO4)和 明矾(KAl3(OH)6(SO4)2)。用这些原料 生产硫酸的同时,还可生产其它重要的 化工产品。例如用石膏为原料可生产硫 酸和水泥,用芒硝为原料,可生产硫酸 和纯碱,用明矾为原料可生产硫酸和钾 肥。 2.2.4 含硫工业废物 主要指有色冶金厂副产的大量废气,石 油炼制副产气、低品位燃料燃烧的废气、 合成氨和炼焦生成的H2S,及其它含硫的 废渣和废液。利用“三废”生产硫酸, 不仅减少了公害,保护环境,而且制酸 成本低,具有社会、经济双重意义。 2.3 二氧化硫炉气的制造 2.3.1 硫铁矿的预处理 2.3.2 硫铁矿的焙烧 2.3.3 沸腾炉 2.3.4 炉气的净化和干燥 二氧化硫炉气 造气过程是二氧化硫的前置过程,它的任 务是生产合格的二氧化硫原料:SO2与O2 的摩尔比要求,矿尘含量2mg/m-3,砷 2 mg/m-3,氟5 mg/m-3,酸雾5 mg/m3。 对于用硫磺作原料,只要硫磺燃烧直接可 以得到符合催化氧化的原料气。但用硫铁 矿作原料,经焙烧后,原料气必须经过净 化处理。 2.3.1 硫铁矿的预处理 硫铁矿的焙烧过程对矿石的含硫量、含 水量和矿石的粒径有一定的要求。硫铁 矿中主要为FS2,还含有铜、锌、铅、镍、 钴、硒、碲等元素的硫化物和氟化物、 镁盐、钙盐,少量银、金。硫铁矿的含 硫量要求30%~50%,大块的矿石破碎 到3~6mm,含硫量太低,可进行浮选。 2.3.2 硫铁矿的焙烧 (1)常规焙烧法 (2)磁性焙烧法 (3)焙烧反应的工艺条件 (1)常规焙烧法 将硫铁矿粉碎到直径为3~6mm,在适当 过量的空气条件下,在850~950℃范围 内焙烧,发生焙烧反应: 2FeS2 → 2FeS + S2 S2 + 2O2→ 2SO2 4FeS + 7O2 → 2Fe2O3 + 4SO2 4FeS2 + 11O2 → Fe2O3 + 8SO2 + 2435kJ 常规焙烧法 焙烧后的气体称炉气,SO2含量约11~13% (体积),炉气通过净化后补充少量的空气 以调节SO2与O2的比例,作为催化氧化的原 料气。焙烧后的废渣的含硫1%。 在焙烧过程中,少量的二氧化硫在氧化铁催 化下氧化为SO3,而砷、氟、硒等则生成 As2O5、HF、SeO2存在炉气中,而其它金属 则生成氧化物存在废渣中。 常规焙烧法 焙烧反应分三个步骤,其中FeS为气固相 反应,为控制步骤,如图2-1所示。 图2-1 脱硫速度 (1-FeS2在空气中焙烧;2-FeS在空气中焙烧;3-FeS2 在氮气中分解) (2)磁性焙烧法 磁性焙烧法是在温度为900℃,空气用量 为理论用量的105%(空气不足)条件下 焙烧硫铁矿,生成Fe3O4的反应: 3FeS2 + 8O2 → Fe3O4 + 6SO2 磁性焙烧法的特点是生成的Fe3O4具有磁 性,经磁选后可以得到含铁60%,含硫 0.5%的炼铁原料。其它杂质可以从废 渣中分离出来。 (3)焙烧反应的工艺条件 温度:一般控制850~950℃。温度太高,废渣 易熔融;温度太低,反应不完全。 粒度:粒度控制5~10mm。由于反应在沸腾炉 内进行,颗粒不断摩擦,反应速率较快,粒度 没必要很细,造成粉碎成本增加;粒度太大, 反应不完全。 空气用量:空气用量过量,为催化氧化提供合 适的SO2与O2的比例。如果空气量太多,大量 空气在设备内循环,影响设备的生产能力。空 气量太少,则FeS2燃烧不完全,造成S的浪费。 2.3.3 沸腾炉 沸腾炉的结构如图2-2所示。操作时,硫铁矿 从加料口4进入炉膛,空气从进口1进入,经风 帽2分成许多细流喷入炉膛与硫铁矿反应。硫 铁矿在空气中处于沸腾状态(流化状态),气 固接触良好,减小了气膜传质阻力,反应速率 很快;而固体颗粒之间不断摩擦,表面生成的 氧化铁不断剥落,反应容易深入颗粒内部,使 反应完全。反应过程中,由于颗粒强烈翻腾、 冲撞,传热速率很快,反应生成的热量通过炉 壁或冷却水管带走,生成水蒸气,回收热量。 图2-2 沸腾炉的结构 2.3.4 炉气的净化 沸腾炉焙烧生成的炉气含有大量的矿尘 和少量的As2O5、HF、SeO2和SO3。这些 杂质必须除去,否则会阻塞管道、引起 催化剂中毒,我国规定的各项指标为: 水分100ppm;矿尘2ppm;砷5ppm; 氟10ppm;一级酸雾35ppm;二级酸 雾5ppm。炉气净化的方法有水洗法和 酸洗法。 1、水洗法 水洗法首先用废热锅炉回收热量,旋风 分离器除尘(图2-3所示),然后在文 氏管洗涤器内用水淋洗炉气(图2-4所 示),使温度迅速下降到70℃以下。炉 气中的矿尘被水润湿留在水中,气体杂 质As2O5、HF、SeO2和SO3也溶于水而 除去。气体中的酸雾(带电灰尘)则用 电除雾器除去,如图2-5所示。 图2-3 旋风分离器 图2-4 文氏管洗涤器 图2-5 电除雾 水洗法 水洗法的特点是净化效果好,设备简单, 投资小;但废水量大,环境污染严重。 从发展趋势看,此法应淘汰。 水洗法的流程通常为“文、泡、电”工 艺,如图2-6所示。 图2-6 “文、泡、电”水洗流程 2、酸洗法 酸洗法在炉气回收热量和旋风分离器除 尘后,用10~30%的硫酸洗涤炉气,其 流程为: 出炉气体→旋风除尘→电除尘 →空塔洗涤→填料塔洗涤→一级电除雾 →增湿→二级电除雾→干燥→净化的反 应器 酸洗法 这个流程的第1、2步是除尘,第3、4步 是降温度和除去As2O5、HF、SeO2和SO3 等杂质。第5步是除去直径大于1μm的酸 雾,第6步是使直径小于1μm的酸雾增长, 第7步是再次除去酸雾,最后一步是用 93%的硫酸干燥。 酸洗法的特点是产生的废酸具有一定的 浓度,便于处理;但设备投资大。 2.4 二氧化硫的催化氧化 2.4.1 平衡常数与平衡转化率 2.4.2 反应速率 2.4.3 催化氧化的工艺条件 2.4.4 催化氧化反应器 2.4.1 平衡常数与平衡转化率 二氧化硫催化氧化反应为: S2O 0 .5 O 2 V 2 O 5 S3O H 反应为放热反应,在18℃时,-ΔH为96 kJ/mol,在500℃左右时,-ΔH为94 kJ/mol 。反应平衡常数Kp为: Kp pSO3 pSO2 p0.5 O2 平衡常数与平衡转化率 在400~700℃的范围内,平衡常数Kp与 平衡温度Te的关系为: 490.55 loK gp 4.6455 Te 平衡常数Kp与平衡转化率xe的关系为: SO2 +0.5O2 + N2 → SO3 总计 反应前的摩尔分数 a b c 平衡时的摩尔分数 0 a+b+c=1 a – axe b - 0.5axe c axe 1 – 0.5 axe 各组分分压 p a axe 1 0.5ax p b axe 1 0.5ax p axe 1 0.5ax 将各组分分压代入反应平衡常数Kp的计 算公式,求出平衡转化率xe为: Xe Kp Kp 10.5axe p(b0.5xe) 下表就是根据平衡转化率的计算公式求 出在不同温度和不同原料气组成条件下 二氧化硫的平衡转化率。从表中看出, 温度对转化率和平衡常数有显著影响, 组成对转化率影响较小。 表 二氧化硫氧化的平衡转化率 t / ℃ Kp 400 440 450 138 p≈ 0.1 MPa时的xe / % SO2 7 O2 11.1 SO2 9 99.2 98.8 97.0 96.5 O2 8.1 500 50.2 93.5 91.1 550 20.7 85.6 81.6 600 9.4 73.6 68.2 700 2.5 43.6 38.8 800 0.84 21.4 18.5 900 0.38 10.0 8.6 1000 0.16 5.0 4.3 1100 0.085 2.8 2.3 2.4.2 反应速率 (1)反应催化剂 (2)催化氧化反应机理 (3)催化氧化反应速率方程式 反应速率 二氧化硫氧化反应的活化能为209 kJ / mol,要使这一反应达到生产上的要求, 反应温度要1000℃以上,但此时平衡转 化率为5%。只有活化能下降到90 kJ / mol,温度为430℃时,平衡转化率接近 100%。 (1)反应催化剂 生产对催化剂的要求:活性高,反应活化能低, 寿命长,不易破碎、老化和中毒,价格便宜, 原料易得。 催化剂的组成:主催化剂,提高反应速率,降 低活化能,直接起催化作用的活性物质。助催 化剂,提高主催化剂催化性能的物质。例如提 高反应选择性,防止催化剂中毒等。载体,能 吸附催化剂的多孔性物质,本身没有催化性能, 但能把催化剂分散开。 反应催化剂 钒催化剂:主催化剂,五氧化二钒,使 反应速率提高数亿倍;助催化剂,硫酸 钾盐和硫酸钡;载体,硅藻土。 引起钒催化剂中毒的物质:三氧化二砷、 二氧化硒、氟化氢、酸雾。 钒催化剂的形状:圆柱体,ф5mm× (10~15)mm,比表面3~6m2 /g,空 隙率50%。 (2)催化氧化反应机理 a扩、散O;2和SO2分别从气相主体向催化剂表面 b、O2被催化剂活性吸附,形成O-2; 0.5O2 +V4+ → V5+ + O- O- +V4+ → V5+ + O2- c、SO2和在催化剂表面发生反应SO3; SO2 + 2V5+ + O2- → SO3 + 2 V4+ d、生成的SO3在催化剂表面解吸; e、解吸后的向气相主体扩散。 (3)催化氧化反应速率方程式 实验证明,上述第二步反应速率最慢, 整个过程为吸附控制。化学动力学方程 为: a 2a rk1pO2 pS pS O 2 O 3 k2ppSS O 3 O 2 式中,k1 ,k2为正逆反应速率常数,对 于钒催化剂,a = 0.8。 催化氧化反应速率方程式 上式变为: rk1pO2 pS pS O 2 0.8 O 3 k2ppSS 1.2 O 3 O 2 此式中,O2的反应级数为1,SO2的反应 级数为0.8,可见,提高O2的浓度能加快 反应速率。 催化氧化反应速率方程式 为了便于计算,根据实验数据建立的反 应速率方程式为: r kc O2 cSO2 cS*O2 cSO3 0.8 SO*2 为SO2的平衡浓度 2.4.3 催化氧化的工艺条件 (1)反应温度 (2)催化剂的粒径及用量 (3)最终转化率 (4)反应压力 (5)原料气组成 (6)空间速率 (1)反应温度 由于SO2催化氧化为可逆放热反应,因此 温度变化对动力学和热力学的影响刚好 相反。 当温度升高,反应速率加快,动力学是 有利的;但平衡常数下降,平衡转化率 也下降,热力学是不利的。 反应温度 当温度下降,反应速率降低,动力学是 不利的;但平衡常数增加,平衡转化率 也增加,热力学是有利的。 因此反应过程存在着最优的温度,既能 保证反应速率较快,又能保证转化率较 高,这与反应过程的活化能有关。实际 选用反应温度为430~450℃,单程转化 率为95%以上。如图2-7所示。 图2-7 温度与平衡转化率的关系 (2)催化剂的粒径 催化剂的粒径太小,气流的阻力较大, 但扩散速率较大,反应速率较快。 催化剂的粒径太大,气流的阻力较小, 但扩散速率较慢,反应速率较低。 因此催化剂的粒径应综合考虑,既能保 证反应速率较快,又能保证气体流动阻 力较小。一般采用催化剂的粒径为 ф5mm×(10~15)mm。 (3)最终转化率 单程转化率太高(97%),反应温度必须下 降,催化剂用量增加,生产成本增加,如图28所示。怎么找到AG官方网站, 单程转化率太低,造成原料SO2不断循环,如 果回收SO2,则生产成本增加;如果排放SO2, 造成环境污染。 生产中为了解决这一问题,采用二转二吸工艺。 即反应过程中,第一次转化率为97%,用浓硫 酸吸收SO3后,再去催化氧化,第二次转化率 为97%。这样总转化率可达99%以上。 图2-8 转化率与成本的关系 (4)反应压力 压力增加,可以提高转化率,但需要消 耗动力。所以国内的硫酸厂都采用常压 操作。 (5)原料气组成 SO2是着眼物料,反应过程中,提高O2的浓 度有利于提高SO2的转化率。常采用SO2与 O2的比例为7﹕11,理论比例为2﹕1。 SO2的比例增加,则共转化率下降,对反应 是不利的。 SO2的比例减小时,则转化率增加,对反应 是有利的。但是大量的空气在反应过程中 循环,生产成本增加,如图2-9所示。 图2-9 设备的生产能力与SO2浓度的关系 (6)空间速率 空间速率指单位时间内通过单位体积催 化剂的气体体积。 空间速率太快,气体与催化剂的接触时 间减小,可能引起反应不完全。 空间速率太慢,气体与催化剂的接触时 间太长,催化氧化反应已经完成,造成 设备利用率下降。一般选用空间速率为 600~7000 h-1。 2.4.4 催化氧化反应器 (1)固定床反应器 (2)流化床反应器 一般低浓度SO2采用固定床反应器,高浓 度SO2采用流化床反应器。 (1)固定床反应器 选择固定床反应器的原因 由于SO2催化氧化反应的热效应不大,采 用结构简单、价格低廉的固定床反应器。 轴向反应器 催化剂床层是平铺在直立 的圆筒形反应器内,反应气体由上而下流 过催化剂层。反应器的优点是结构简单、 气流分布均匀、反应推动力大;反应器的 缺点是气体流动阻力大,能耗高。 固定床反应器 径向反应器 径向反应器一般分四段反应器,每段放 置7个同心圆环式催化剂筐。反应气体从 反应器上方进入,从催化剂筐的四周和 顶部穿过催化剂床层到达筐的中心,向 下汇集,再重新分配进入下一段,直到 反应器底部流出,如图2-10所示。 图2-10 换热式四段转化流程图 径向反应器 原料加热到430℃,从顶部进入第一段反应,温 度升高到570~580℃;反应后的气体与第二段入 口的冷气体混合,温度下降到480℃,进入第二 段进行反应,温度升高到510~520℃;第二段出 口的气体与原料气进行热交换冷却,温度440~ 450℃,进入第三段进行反应,第三段出来的气 体进行热交换冷却,温度下降到100℃,送第一 吸收塔吸收SO3后,进行热交换冷却,使吸收后 气体的温度上升到430℃,送入第四段进行反应, 再进行热交换冷却到100℃,送到第二吸收塔吸 收SO3。 径向反应器 径向反应器的特点是床层截面积比轴向 反应器大3倍,床层厚度和气流线速度都 较小,气体流动阻力不到轴向反应器的 10%,催化剂不易损坏,催化剂填装或 卸出比较方便(在反应器外面安置)。 (2)流化床反应器 对于高浓度SO2的氧化反应,不能用固定床反 应器,因为反应器床层易过热,或反应器分的 段数需要6~7段,经济上不合理。 流化床反应器内催化剂的直径为0.3~1mm, 气体从下而上进入反应器,气体在催化剂表面 进行反应,反应热通过器壁上的冷却器引出。 由于催化剂不断翻腾、摩擦和撞击,所以催化 剂需要耐磨、耐撞击的性能。 流化床反应器 流化床反应器的优点: A、反应在极短的时间内达到最佳反应温度和 相应的转化率。 B、进口的原料气可不经预热直接进行反应 (由于反应的温升很快,为16%,44℃即可反 应)。 C、反应器的温度基本上是恒定的。 D、由于催化剂处于流动状态,反应器内没有 死角,因此催化反应的效率比较好。 2.5 三氧化硫的吸收 2.5.1 反应特点和成酸过程 2.5.2 吸收工艺条件和吸收设备 2.5.3 吸收流程 2.5.1 反应特点和成酸过程 (1)反应特点 合成气的组成 含SO3为10%,其余为N2、 O2和少量未反应的SO2。 反应特点 强放热,极易形成难以吸 收的酸雾。因此不能用水或稀硫酸进行吸收。 (2)成酸过程 用98.3%的硫酸进行吸收。当硫酸浓度增加时, 用水或93%的硫酸稀释成98.3%的硫酸,一部分 作为产品,大部分浓硫酸返回吸收塔作吸收剂。 2.5.2 吸收工艺条件 和吸收设备 (1)吸收的硫酸浓度 (2)吸收的温度 (3)空塔气速和喷淋密度 (4)冷凝成酸 (5)吸收设备 (1)吸收的硫酸浓度 硫酸浓度为98.3%为最好,因为98.3% 的硫酸饱和蒸气压最小,沸点最高,吸 收过程中生产酸雾的可能性最小。 (2)吸收的温度 温度越低,浓硫酸的蒸汽压越低,有利 于SO3的吸收。但温度过低,浓硫酸的粘 度太大,扩散速率太小,不利于吸收; 同时冷却水用量大,不利于节能。 温度太高,浓硫酸的蒸汽压大,不利于 SO3的吸收。一般气体进口温度为120~ 200℃,出塔温度为60~70℃ (3)空塔气速和喷淋密度 空塔气速为1m/s,喷淋密度为10~ 12m3/(m2·h),与填料性能密切相关。 (4)冷凝成酸工艺 气体进口温度为220~400℃,生成硫酸 酸雾,用冷凝的方法制备硫酸。 (5)吸收设备 由于成酸为化学吸收,反应速率很快, 所以过程为扩散控制,即属于液膜控制。 生产过程中选用填料吸收塔,因为在填 料吸收塔中,液体是分散相,液膜不断 更新,有利于提高吸收速率。吸收塔用 普通碳钢,内衬耐酸陶瓷,填料也用耐 酸陶瓷填料。 2.5.3 吸收流程 吸收过程采用二转二吸流程,如图2-11所示。即 从SO2反应器二段出来的气体经第一吸收塔吸收 SO3后,回到SO2反应器,从四段出来的气体经第 二吸收塔吸收SO3后,尾气排放或回收SO2。 将转化气冷却到150℃,用98.3%的硫酸吸收,硫 酸浓度为98.8%,温度从40℃上升到70℃,经冷 却器冷却,配以适量稀酸,将浓度下降到98.3%, 部分作为产品,大部分循环作吸收剂。 图2-11 二转二吸流程 2.6 生产全流程 国内常见的水洗法净化,二转二吸工艺全流程如 图2-12所示。 罗茨鼓风机把空气送入沸腾沪与粉状硫铁矿在沸 腾沪焙烧,沪气从炉顶排出,经废热锅炉回收热 量,旋风分离器除尘,用文氏管洗涤器降温,泡 沫洗涤塔除矿尘和杂质,电除雾器除雾。电除雾 器并到热和返9器%泡 回 换。沫 系 热9洗 统 ,%涤 , 温的塔使度SO排上S2O炉出升2炉气的到气用液43的9体03浓℃%用度进硫空从入酸气1转干解2化~燥吸器1后回3顶,%收部经下SO进换降2 行氧化反应,再进行吸收得产品。 图2-12 二转二吸工艺全流程 2.7 硫酸生产技术展望 2.7.1 技术经济指标 2.7.2 生产大型化 2.7.3 提高反应气体中二氧化硫的浓度 2.7.4 降低能耗 2.7.5 余热利用 2.7.6 提高原料的质量 2.7.7 废渣的综合利用 2.7.8 从硫酸废泥中提取硒 2.7.9 尾气回收利用 2.7.1 技术经济指标 硫酸生产的技术经济指标是生产一吨硫酸为基 准。主要为硫的利用率,水的消耗,电的消耗, 能源的消耗。 硫的利用率为硫铁矿烧出率(99.4%)、净化 收率(99.5%)、转化率(99.5%)、吸收率 (99.9%)和跑、冒、滴、漏等设备损失收率 (98.1%)组成。一般硫的总利用率为98.3%, 生产过程硫的实际总利用率为96.4%。 水的消耗国家标准为小于15m3/ t(硫酸)。 能源一般不消耗,还有多余的热量回收。 2.7.2 生产大型化 目前世界上硫酸单系列装置的最大生产 能力为3100吨/天,年生产能能力超过1 百万吨。大型化生产可以降低单位产量 的投资,提高劳动生产率,便于热能的 综合利用,生产成本下降,总经济效益 较大。 2.7.3 提高反应气体中二氧化 硫的浓度 二氧化硫的浓度一般为8~10%,如果用 硫磺作原料,二氧化硫的浓度可以提高 到20%。 2.7.4 降低能耗 催化氧化过程采用环形催化剂和径向反 应器,使反应气体流动阻力大幅度下降, 能耗显著降低。 2.7.5 余热利用 硫酸生产过程中的三个反应为放热反应。硫铁矿 为原料的制酸过程,生产1吨100%的硫酸,焙烧 反应的放热为4.4×106kJ,二氧化硫氧化的放热 为1.0×106kJ,干燥和吸收的放热为1.8×106kJ, 共7.2×106kJ,约200度电。这些能量回收,将降 低成本,产生较好的经济效益。 焙烧反应的温度为800℃,产生高压水蒸气,用 来发电。二氧化硫氧化的温度为400℃,产生中 压水蒸气,用来发电。而干燥和吸收的温度为 120℃,较少使用。 2.7.6 提高原料的质量 用硫铁矿为原料的硫酸生产中,硫铁矿 的成本占总成本的60%以上。但国内硫 铁矿的含硫量35%,造成生产成本的增 加,最好的方法是在矿山直接进行选矿, 使硫铁矿的含硫量提高到50%。 提高原料的质量 用选矿后的硫铁矿作为生产原料的优点是: (1)减小矿石的运费; (2)减小矿石焙烧后的废渣量和输送废渣的 费用; (3)选矿后的精矿硫烧出率高; (4)被废渣带走的热量少,余热回收量多; (5)废渣含杂质少,便于综合利用。 2.7.7 废渣的综合利用 废渣经过磁选和重选后可以用来炼铁,但成本较 高,国内约10%的废渣用来制备水泥,其余作为 修路和制砖的原料。 磁选法是将Fe2O3还原为Fe3O4,再进行磁选,矿 粉中含铁量可达67%。 重选法是用水把废渣配成渣浆,利用Fe2O3与杂 质的密度不同,将精矿分离出来。 用于提炼有色金属和贵金属。 用于石油钻井的钒土液加重剂。 2.7.8 从硫酸废泥中提取硒 硫铁矿(含硒量约0.002~0.02%)焙烧后约 45%的硒氧化为SeO2,怎么找到AG官方网站进入炉气中。沪气净化 时与水反应H2SeO3,然后被SO2还原为Se存在 于炉气净化所产生的酸泥中,含量约为6.8%。 将酸泥经过过滤、清洗等系列净化处理可以得 到纯净的硒。 酸泥加石灰水中和,形成氢氧化铁沉淀,氢氧 化铁沉淀吸附砷、硒等化合物,除去。 2.7.9 尾气回收利用 (1)用纯碱吸收尾气中的SO2制备亚硫 酸钠。 (2)氨酸法吸收SO2 (2)氨酸法吸收SO2 第一塔用亚硫酸铵吸收尾气中的SO2和 SO3,生成亚硫酸氢铵和硫酸氢铵。第二 塔用第一塔生成的亚硫酸氢铵和硫酸氢 铵添加到氨水中生成亚硫酸铵继续吸收 尾气中的SO2和SO3,此时尾气中的SO2 和SO3含量很少,达到排放标准。 氨酸法吸收SO2 生成的亚硫酸氢铵在分解槽内与浓硫酸 反应,生成几乎纯的SO2与硫酸铵溶液。 SO2可以作为产品,而溶液用空气吹出溶 解的SO2,作为氧化用的原料。硫酸铵溶 液中未反应的硫酸和硫酸氢铵用氨中和, 生成硫酸铵。硫酸铵可以作为液体产品, 也可以经过精制,制成颗粒硫酸铵出售。

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