第五章三氧化硫的吸收Word文件下载.docx
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观的吸收串与湿度的关系
浓硫酸吸收SO3的过程,是一个伴有化学反应的气液相吸收过程,也可以讲是一个气
液反应过程。
研究表明,该过程属于气膜扩散控制,吸收速率亦可用式(1—5—2)表示。
影响该过程吸收速率的主要因素有:
用作吸收剂的硫酸含量、硫酸温度、气体温度、喷淋酸量、
气速和设备结构等。
5.1.2.1H2观含量的影响
由三氧化硫吸收反应方程式可以看出,从单纯完成化学反应的角度看,似乎水和任意含
量的硫酸均可作为吸收剂。
但从提高明2吸收率和减少硫的损失着眼,需对酸含量进行认
真选择。
研究表明,吸收酸的含量为98
的程度。
含量过高成过低均不适宜c
图l52吸收酸含量、湿度对吸收率的影响
1—60℃;
2—80℃;
3一100℃;
4一120℃
.3%H2s04时,可以使气相中s03的吸收率达到最完全
,参见图l—5—2。
吸收酸含量低于98.3%H2叭时,酸液面上sq平衡
分压较低(9叭钧o),但水蒸气分压逐渐增大。
当气体中
sq分于向酸液面扩散时.绝大部分被酸液吸收,很小部
分与从酸液表面蒸发并扩数到气相主体中的水分子相遇,
形成硫酸蒸气。
所形成的硫酸蒸气同三氧化硫一样可被酸
液吸收,且其吸收速率亦由推动力、吸收速率常数决定。
当酸含量低到一定程度时,水蒸气平衡分压过高,水蒸气
与三氧化硫反应生成的硫破蒸气过多,以至超过酸液的吸
收速率,从而造成硫酸蒸气在气相中的积累,如此时硫酸
蒸气含量超过其临界饱和含量,酸雾的形成就成为必然。
我们知道,酸雾不易被分离,通常随层气带走,排人大
气。
一股吸收酸中H2D4含量众低,温度众高,酸雾形成
量愈大.相应的Sq损失也众多。
相反,吸收酸含量高于98.3%H2观时,液面上水蒸气平衡分压接近于零(pK。
‘*o),而
观的平衡分压较高,且随酸中H2讽含量提高逐渐增高。
sq平衡分压愈大,气相中sq的
吸收宰相对愈低。
尾气中Sq在距烟囱一定距离时,会与大气中的水分形成青(蓝)色酸男。
上述两种情况都能恶化吸收过程,降低S03的吸收率,尾气排放后可见到酸雾。
但两
种情况所具特征有差异,前者是在吸收过程中产生酸雾,因而尾气在烟囱出口呈白色雾状;
而后者是在尾气离开烟囱一定距离后形成白色男状。
当含量为98.3%H2巩时,兼顾了酸液液面的s(〕;
、H20、H2汛分压,对于三氧化硫
具有最高的吸收效率。
一般只要进入吸收系统的气体本身是干燥的,在正常操作条件下,可
使三氧化琉的吸收率达到99.95%以上。
这时,尾气烟囱出口处将看不到酸男。
5.1.2.2吸收跋温度
吸收酸温度对Sq吸收串的影响较为明显。
在其它条件相同的情况下,吸收酸温度升高,
5q、E50、H2观的蒸气压升高,5q的吸收串降低。
因此,从吸收率角度考虑,酸温低好。
但是,酸温度亦不是控制得越低越好,主要有两个原因:
A.进塔气体一胶台有水分
(规定<o.18/m’).尽管进塔气温较高,如酸温度很低,在传热传质过程中,不可避免地出
现局部温度低于硫酸蒸气的露点温度,此时会有相当数量的酸男产生。
B.由于气体温度较
高以及吸收反应热,会导致吸收酸有较大温升,为保持较低酸温,需大量冷却水冷却,导致
硫酸成本不必要的升高。
在酸液吸收SO3时.如用喷淋式冷却器来冷却吸收酸,酸温度应控制在60一75℃左右,
酸温度过高p会加剧硫酸对铁制设备和管道的腐蚀。
即使采用新型防腐酸冷器亦会出现腐蚀
加剧的情况。
近20年来,随两转两吸工艺的广泛应用,以及低温余热利用技术的成熟,采用较高酸
温和进塔气温的高温吸收工艺既可避免酸雾的生成,减小酸冷器的换热面积,又可提高吸收
酸余热利用的价值。
其中关镀在于设备和管道的防腐技术。
5.1.2.3进塔气温的影响
进塔气温对吸收SO3亦有较大影响。
在一放的吸收过程中,气体温度低有利于提高吸收率和减小吸收设备体积。
但在吸收转化气中SO3时,为避免生成酸雾,气体温度不能太低.尤其在转化气中水含量较高时,提高吸收塔的进气温度,能有效地减少酸雾的生成。
表1—5—2为转化气三氧化硫含量为7%时,水蒸气含量与转化气露点的关系。
表1—5—2水蒸气含量与转化气露点的关系
水汽含量/g•Nm-3
0.1
0.2
0.3
0.4
0.5
0.6
0.7
转化气露点/°
C
112
121
127
131
135
138
141
从表l—5—2可以看出,当炉气干燥到含水蒸气只有0.1g/m3时,转化气进吸收塔温度必须高于112℃。
不过是否出现酸雾,还要视吸收酸温度,如其低到一定程度,首先会在液面附近(低温区)形成酸雾。
控制酸雾形成在严格控制酸温度、进塔气体温度下,降低净化气中水分是关键。
在高温吸收工艺中,进塔气体温度提高到180一230℃,这样气体在吸收塔中各部位均
能保持在露点温度以上,出转化器的气体不必冷却。
在两转两吸工艺中,采用高温吸收,提
高进塔气体温度可很好地解决系统热平衡问题,尤其对中间吸收塔更为有利,可以减缓工艺
中“热冷热”的弊病。
当然,采用高温吸收操作后.会出现管道、酸泵等腐蚀加剧问题。
目前许多装置采用合
金管、低铬铸铁及硅铁管替代老式铸铁管,采用耐酸合金等耐腐材料制作酸泵,采用聚四氟
乙烯材料制作垫片,较好地解决了高温热酸的腐蚀问题。
5.1.2.4循环酸量的影响
为较完全地吸收三氧化硫,循环酸量的大小亦很重要。
若酸量不足,酸在塔的进出口浓度、温度增长幅度较大,当超过规定指标后,吸收率下降。
吸收设备为填料塔时,酸量不足,填料的润湿率降低,传质面积减少,吸收率降低;
相反,循环酸量亦不能过多,过多对提高吸收率无益,还会增加气体阻力,增加动力消耗,严重时还会造成气体夹带酸沫和液泛。
循环酸量通常以喷淋密度表示。
中国硫酸厂多取喷淋密度在15—25m3/(m2.h)范围内。
5.1.2.5影响吸收速率的因素
为了强化吸收过程,提高单位容积设备的效能和产率,还需注意与吸收速率有关的因素。
用硫酸吸收三氧化硫的速率很快,速率受气膜控制。
其中吸收速率系数k(湍流情况下)
以用下式表示。
k=k0W0.8
式中k——吸收速率系数,kg/(m2·
h·
Pa);
k0——常数,与温度及硫酸含量有关:
W——吸收塔内气体的空塔速度,m/s。
由图可见,用温度为6D℃、含量为983%H2汛吸n
收时(即S03总量为80%),A。
=0.175x10’;
而当用口
合游离汛为20%(即s03总含量为85.3%)的发烟硫宣%
酸吸收时,Af7=0.115x1D‘。
至*
吸收速率系数k随气流速度的提高而增大。
气流速度增大到原来的2倍,吸收速率系数即增加到原来的1.7倍。
图1-5-3吸收酸中H2SO4含量、温度对吸收速率系数k0的影响
1一30℃时;
2一60℃时
但是,在重力场控制之下,气液逆流操作的塔,气流速度不能无限制增大。
塔的极限速度为液泛速度的60%一85%,通常选60%一70%作为操作速度,采用矩鞍环或阶梯环填料时,一般为1.0一1.5m/s。
个别可达到1.8m/s。
压力对吸收速度的影响很大,可从两方面的因素分析:
在SO3与浓硫酸系统中,总的传质速度由气膜控制。
在分子扩散的条件下.传质系数与压力与反比。
但在实际操作中,气相的湍流程度很大,因而,湍流扩散远远超过分子扩散而占优势。
一般传质系数k传随压力的提高而下降。
这可用下式表示:
k传=AP-n
A——系数;
P——压力,Pa;
n——常数,板式塔取n=0.57~0.6,填料塔取n=0.2。
与此同时,气体的质量流速和吸收过程的推动力均随压力的提高而提高。
在常压下,吸收速率正比于质量流速的0.8次方,在1.0MPa时,吸收速度正比于质量流速的0.88次方。
综上所述,吸收速率随压力的提高而增加。
其间关系可用图1—5—4表示。
图l—5—4压力对吸收速率的影响
适当提高吸收过程的压力,可以缩小设备容积,提高单位容积设备的生产能力。
加压制酸工艺正是充分利用了这一点。
5.1.3干燥—吸收系统水平衡及发烟硫酸产率
在干燥塔中,含93%H2SO4的硫酸因吸收炉气中水蒸气而变稀;
在吸收塔中,98.3%H2SO4的硫酸因吸收转化气中SO3而变浓。
为维持两种循环酸中H2SO4含量不变,最好的办法就是相互串酸。
其实质就是将干燥塔吸收的水分与吸收塔吸收的SO3合成硫酸,所得硫酸的H2SO4含量将由吸收的水分与吸收的SO3的比例决定。
干燥塔吸收的水量取决于进干燥塔炉气的温度(此时气体为水分饱和)。
因此,不同H2SO4含量产品酸的比例构成,由进干燥塔炉气的温度及SO2的含量决定。
进入干燥塔气体温度越低,带入干燥—吸收系统的水量越少,生成的酸浓度越高或高浓度酸产品的比率越大;
如带入水量过少,供给干燥—吸收系统生成产品酸所需的水则嫌不足,尚需在于燥塔或吸收塔循环槽补充水或稀硫酸。
补加水量可以从系统的水平衡求得。
取1t产品硫酸(折合成100%HZs04)为计算基准。
则Bl十B2十B3=B4十B5
式中Bl——电除男器后气相水蒸气含量,k8;
B?
——干燥塔前补加空气带人的水蒸气量,kg;
55——干燥—吸收系统的补加水量,kg;
B‘——随产品发烟硫酸带出系统的水量,kg;
B5——随产品浓硫酸带出系统的水量,kgc
电除雾器后气体中水蒸气含量可用下式计算:
Vfjl41L3A4H、‘〕
(6—9e一夕Ko)×
22.4
v’=L4二王婴
1/?
——电除雾器出口炉气的干气体积
AKo——气体中水蒸气分压,Pa:
Mqo——水的相对分子质量;
6——大气压力,Pa;
夕g——电除雾器曰气体的负压,Pa;
6——补加空气前炉气中s02含量,%(体积分数
v——电除男器出口气体中琉的利用率,%;
M吨叭——硫酸的相对分子质量。
s1452=峭产ip,:
,,i‘半静6
干燥塔前补加空气中带入的水蒸气旦Bz为
v》——补加空气的干气体积(标准状况).m5;
“——经空气稀释后,炉气中汛的含量,%(体积分数)
随炉气带入干燥塔的总水量为
生产发烟硫酸所带走的总水量为
B‘=ai努2:
(122.5—c。
)
式中X——产品发咽硫酸所占比率,%;
c。
——发烟硫酸中汛含量,%H2s04。
随产品浓硫酸带走的水量Bs为
55=LJJ兴件Ji(122.5—cp)
Lp
式中c,——产品硫酸中H2s04的含量,%。
把上列各式代入式(1—5—6)中,可求得系统需要的加水量53,整理后得
s,=华卜.5—c,—L22.sxFJJ)—Bl—s:
由上式可求得发烟硫酸产率x:
x=户告(罢—i氖—气铲to:
1‘3)
(1—5,15)
由式(1—5—15)可见,当产品硫酸浓度确定后,发烟
硫酸的产率取决于Bl、B2及加水量B3、以及进干燥塔炉
气中sq含量。
其中月l?
月2为炉气进干燥塔所含的总水
蒸气量,其大小取决于炉气人塔温度。
图l—5—5中曲线表示气相中不同的s(1含量时发烟硫
破产率与干燥塔入口气温的关系。
由图l—5—5可见,当气相中s03含量为7.5%时,干燥
塔入口气温从35℃升高到39℃,发烟硫酸产率约减少一
半。
其它条件不变.发烟硫酸产率还随气相中so:
含量的
增加而提高。
5.2工艺流程及设备’j
气体温度/℃
t—55气相中g4含量不同
时发烟硫酸产率与干燥塔
入口气温的关系
l—15%曰2;
2—10%Sq;
3—75%m‘4—5%Q
干燥系统和吸收系统是硫酸生产过程中两个不相连贯的工序。
由于在两个系统中均以浓
硫酸为吸收剂,彼此落进行串酸维持调节各自浓度,而且采用的设备相似,故在设计和生产
6\分入控岿男判臣
5.5低温位热能的回收与利用
5.5.1回收低温位热能的意义
在硫酸生产中,含硫原料的焙烧、二氧化硫的催化氧化及三氧化硫(气)和水生成硫酸,均属放热反应,有大量反应热释出。
在含硫原料气的压缩、干燥—吸收系统SO3的吸收及硫酸的稀释过程中,亦产生大量热。
对于不同原料在制酸过程中所产生的热量,经整理列于表1—5—6中。
表1—5—6生成1t硫酸(100%H2SO4)时,不同含硫原料所释出的热量
过程
硫磺
硫铁矿释出热量/GJ
硫化氢释出热量/GJ
释出热量/GJ
%
含硫原料燃烧
3.03
55.1
4.35
5.39
SO2氧化成SO3
0.98
17.8
合计
焙烧反应和二氧化疏氧化反应所产生的热,属于高温位余热,对于这部分余热的利用,
国内外均有成熟经验。
对干低温位余热的利用,随着能源价格的上涨,已得到普遍的重视。
硫酸生产中低温位余热,主要包括干燥—吸收系统三氧化硫的吸收热,硫酸生成热和稀释热,
这些热量通常在干燥—吸收系统被冷却水带走。
此外,还有气体压缩物理热。
硫酸生产中低
温位余热占总余热量25%一30%,如不加回收,不仅浪费能源,还消耗大量冷却水。
5.5.2回收低温位热能的方法
回收利用低温位余热,目前主要通过如下途径
(1)改变局部工艺流程
把原属于低温余热转变为高温位形式,或把低温位余热提高温位后集中使用。
;
如下。
①硫磺制酸流程中,空气鼓风机从干燥塔之前移至干燥塔之后。
即气体先经干燥
经鼓风机,使气体因压缩产生的物理热合并到燃硫后热气中,成为高温位热能加以利用
不仅提高了余热使用价值,而且降低了干燥塔气体入塔温度,减轻了干燥塔冷却器负荷
②硫磺制酸流程中,改变干燥—吸收系统传统的循环方
式,使干燥塔和第一吸收塔(两转两吸流程)共用一个酸
冷却器。
即采用如图1—5—Io所示流程。
在保证干燥塔人口
循环酸温较低的条件下,提高第一吸收塔循环酸温,同时.
因增加了酸和冷却水间温差,从而缩减了系统换热而积。
(2)选用新型酸冷却设备
为了回收利用干燥—吸收系统循环酸低温位余热,必须
适当提高循环酸温度。
这样,传统铸铁制喷淋式酸冷却器
将不适应。
近年来,不锈钢制带阳极保护管壳式酸冷却器
已较普遍使用。
(3)改变工艺条件产生蒸汽以扩大使用范围
由于热水使用范围较小,且只能用其显热。
盂山部公司实验结果表明,在含量为98%
H2s04的介质中,不锈钢腐蚀速率随着温度的提高而加速,但是.当硫酸含量在99%一
loo%H250‘范围时,即使酸温增高,腐蚀速李变化亦较小c例如,当酸温高达t43—227℃
时,3lo不锈钢年腐蚀串仅在<o.04mm。
因此,只要适当控制硫酸含量,便可以便酸湿提
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- 第五 三氧化硫 吸收
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