CN102070128B - 一种硫铁矿生产硫酸的余热高效回收工艺 - Google Patents
一种硫铁矿生产硫酸的余热高效回收工艺 Download PDFInfo
- Publication number
- CN102070128B CN102070128B CN2010105448177A CN201010544817A CN102070128B CN 102070128 B CN102070128 B CN 102070128B CN 2010105448177 A CN2010105448177 A CN 2010105448177A CN 201010544817 A CN201010544817 A CN 201010544817A CN 102070128 B CN102070128 B CN 102070128B
- Authority
- CN
- China
- Prior art keywords
- temperature
- acid
- gas
- tower
- water
- Prior art date
- Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
- Active
Links
Images
Classifications
-
- Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
- Y02—TECHNOLOGIES OR APPLICATIONS FOR MITIGATION OR ADAPTATION AGAINST CLIMATE CHANGE
- Y02P—CLIMATE CHANGE MITIGATION TECHNOLOGIES IN THE PRODUCTION OR PROCESSING OF GOODS
- Y02P20/00—Technologies relating to chemical industry
- Y02P20/10—Process efficiency
-
- Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
- Y02—TECHNOLOGIES OR APPLICATIONS FOR MITIGATION OR ADAPTATION AGAINST CLIMATE CHANGE
- Y02P—CLIMATE CHANGE MITIGATION TECHNOLOGIES IN THE PRODUCTION OR PROCESSING OF GOODS
- Y02P20/00—Technologies relating to chemical industry
- Y02P20/10—Process efficiency
- Y02P20/129—Energy recovery, e.g. by cogeneration, H2recovery or pressure recovery turbines
Landscapes
- Treating Waste Gases (AREA)
Abstract
本发明公开了一种对硫铁矿生产硫酸过程中的余热全面高效回收的工艺技术。本发明根据生产过程不同部位的余热特点，运用不同新颖的工艺技术，最高限度提高了余热的回收率，采用三室蓄热式换热器对焙烧原料气的余热进行充分回收，提高焙烧余热的利用率；采用过程自发绝热真空蒸发制冷产生的低温冷却水对SO2气冷却处理，降低进干燥塔SO2气的水汽含量的核心工艺技术达到为充分高效回收吸收过程与转化过程的余热的目的。目前国内硫铁矿制酸余热回收余热的利用率仅为43.4％。采用该余热回收技术后，余热利用率为83.9％，开辟了全面、充分、高效回收利用硫铁矿制酸过程余热生产中压或高压过热蒸汽的先河。
Description
技术领域
本发明涉及硫铁矿制备硫酸生产领域，具体是该生产过程中的一种余热高效回收利用工艺技术。
技术背景
国内现有硫酸生产的总量为5000万吨/年，其中硫铁矿制酸达到2000万吨/年。采用硫铁矿制酸比较经典的生产工艺为：对硫铁矿原矿进行浮选，得到硫含量在45％左右的硫精矿，干燥后焙烧产生的高温原料气进入余热锅炉产生过热中压蒸汽用于发电或发电后提供低压蒸汽产品；原料气经余热回收后进入旋风分离器、电除尘等除尘设备，温度下降到320℃左右；从电除尘出来的原料气进入洗涤器、洗涤塔、电除雾器等净化设备，得到净化气即SO2气，一般采用比较环保的酸洗净化工艺流程；出电除雾后进入干燥塔干燥处理，干燥后经主风机提压进入转化与吸收系统。一般采用两转两吸收的3+1工艺流程，经吸收塔吸收后尾气排空。
生产过程不同的部位放出的热量见下表：
| 反应热来源 | 焙烧 | 转化 | 干吸 | 合计 |
| 放热量 | 1.14 | 0.241 | 0.437 | 1.818 |
(单位：106kcal/t硫酸)
采用硫铁矿为原料生产硫酸的制备过程中，从沸腾炉出来的950℃左右的高温二氧化硫原料气(简称原料气)经过余热锅炉回收余热产生蒸汽后、温度下降到350℃左右，进入后续的旋风分离器、电除尘器等除尘净化设备。原料气中含有少量(按体积计算一般为0.05％左右)的三氧化硫，三氧化硫在低于300℃的温度环境中会与原料气中的水分结合形成硫酸酸雾，对传统的传热设备造成严重的腐蚀。
在硫酸生产过程中从电除尘出来的320℃左右的原料气焓值达0.285*106kcal/t硫酸，体系中含有少量的三氧化硫，不能采用传统的余热回收设备进行余热回收，是将原料气直接导入净化系统，与低浓的洗涤酸接触，洗涤酸将余热传给冷却水带走。
进入干燥塔的SO2气中水汽含量高，干燥过程的放热加大，吸收过程的放热量就相应减少。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，是直接被冷却水带走，通过凉水塔散发到大气中。
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高达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0.228*106kcal/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0.246*106kcal/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，大量的高温吸收塔尾气余热在低温吸收塔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0.2*106kcal/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0.026*106kcal/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0.1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直接由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0.072*106kcal/t硫酸，回收余热产汽率为0.11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。
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。
造成生产过热余热损失因果见图6。
在通常的生产过程中，焙烧过程的蒸汽产率约为1.24吨/t硫酸，回收余热0.789*106kcal/t硫酸，占焙烧反应热的69.2％。转化过程的热量一般随转化气带入吸收系统，与过程吸收SO3的热量一道被冷却水带走，占整个反应热的37.3％。生产过程总的余热利用率约为43.4％。
入干燥塔的水汽量大，要求进入吸收塔的转化气温度偏高，不能有效回收硫铁矿制酸吸收过程的吸收余热与转化余热来生产蒸汽。整个硫酸生产行业只有采用硫磺制备硫酸的生产过程才对转化余热、吸收余热进行有效的回收利用，生产过热中压蒸汽，生产每吨硫酸产汽量约为1.4吨左右。至今硫铁矿制酸生产行业未对吸收余热、转化余热进行有效的回收、用于生产中压过热蒸汽发电或低压蒸汽用于生产。
硫铁矿制酸过程的余热量高于硫磺制酸过程的余热，如何有效利用硫铁矿制酸过程的余热，最大限度提高过程余热的利用率具有十分重要的经济价值。
硫磺制酸过程所放出的热量
| 反应热来源 | 燃烧热 | 转化 | 干吸 | 合计 |
| 放热量 | 0.719 | 0.241 | 0.437 | 1.40 |
(单位：106kcal/t硫酸)
本发明旨在解决以硫铁矿制酸过程的余热高效回收问题，对原料气余热、转化气余热、吸收余热进行最高限度的回收，用于生产蒸汽。
发明内容
本发明解决问题所采取的技术原理与方案如下：
对硫铁矿生产硫酸过程的余热进行高效回收利用，须对出电除尘的原料气余热充分回收，通过降低进入干燥塔的净化气水分含量、提高一吸过程中的放热量与充分利用转化余热，并对不同部位的余热有机组合回收。
采用耐酸腐蚀的蓄热式换热器可以避免温度降低后原料中酸雾带来的腐蚀问题。采用经典的双室蓄热式换热器将出电除尘的原料气余热转给炉前空气，在生产操作中无法进行：从沸腾炉出来的原料气是负压体系，在蓄热式换热器中变相与炉前空气对调时，炉前风压会突变，影响沸腾炉的沸腾状态，同时原料气会产生正压，导致SO2原料气的从系统回流出，恶化操作环境。设计采用三室蓄热式换热器， 在经典的双室蓄热式换热器上增加一室，就可以完全稳定系统的气压，生产操作能正常进行。
三室蓄热式换热器原理是原料气进入一蓄热室，温度降低、将余热传给一蓄热室的热载体，出口温度升高到一定数值时，开始打开二蓄热室的原料气进出口阀，当二蓄热室原料气进出口阀完全打开后，关闭一蓄热室原料气进出口阀，原料开始完全在二蓄热室中与热载体换热；在三蓄热室中当入炉空气出口温度下降到一定数值时，打开已经加热完毕的一蓄热室空气进出口阀，当一蓄热室的气阀完全打开后，关闭三蓄热室的空气进出口气阀，空气完全在一蓄热室中与热载体换热；被空气换热后的三蓄热室又被原料气以此加热使用，达到平稳恒压高效换热的目的。
出电除雾的SO2气含有大量的水分，带入干燥塔，严重影响吸收热的高效回收利用。将主风机从经典的干燥塔后移至干燥塔前，出电除雾的SO2气直接进入主风机升压提高水分分压，对出主风机的SO2气进行间接水冷处理降温后，采用低温的冷却水在低温水冷器中进一步冷却处理，优选采用填料冷却塔即低温水冷塔中对SO2气进一步冷却处理，将SO2气中大部分水分分离，达到提高一吸余热回收的目的。
经冷却分离水分后的SO2气进入干燥塔，水分含量少，干燥负荷低，干燥酸温低，出塔的水分含量低于0.01克/标准立方米，大幅度降低进吸收塔的转化气温度不再有酸雾形成、对换热设备产生腐蚀，为充分高效回收转化余热提供了必要条件。
出冷却塔的冷却水温度升高，采用补加空气解吸液相中的二氧化硫后进入绝热真空蒸发器制冷，产生负压蒸汽，水温降低成为低温冷却水；含有大量焓的负压蒸汽作为吸收过程的补加水被吸收循环酸吸收、放出更多的热量，达到提高系统余热回收、稀释吸收循环酸与冷却水能自发绝热真空制冷产生低温冷却水的多重目的。
在出干燥塔的水分含量已明显降低的条件下，转化余热的回收采出在能维持转化温度稳定与热平衡的条件下尽可能对转化余热加以回收的方针：一般采用两转两吸的3+1流程，从转化一层出来的中温转化气体，进入蒸发热器即I换热器，将热循环泵来的饱和热水加热蒸发，提高转化余热的回收价值，温度下降到445℃左右，进入二层触媒，出二层触媒后与IV换热器出来的SO2气在II换热器中换热，温度降到440℃，进入三层触媒转化，SO2气被加热到430℃进入一层触媒；出三层触媒的转化气即SO3气与一吸来的二次SO2气在III换热器中换热，直接将从一吸来的二次SO2气加热到430℃去四层触媒，出III换热器的SO3气进入一吸余热回收系统；出四层触媒的二次SO3气与干燥塔来的SO2气在IV换热器中充分换热后进入二吸塔。
出IV换热器的SO3气可以降低到80℃左右，带入二吸系统的转化余热降低，可回收的转化余热相应提高。
对一吸过程的余热回收，尽可能利用过程余热生产更有价值的中压(或高压)蒸汽发电，需要提高酸温加热锅炉给水，尽可能提高给水温度，由锅炉给水将低位余热输送到焙烧锅炉余热回收部位变为高位热。
采用冷却分离SO2气中的水分后，干燥与一吸对串酸量大为降低，采用部分高温吸收循环酸与锅炉给水换热，负压蒸汽稀释后成为低温酸，该部分低温酸与出高温吸收塔的尾气在吸收副塔中逆流接触，将出高温吸收塔的少量硫酸与余热回收；出副塔的低温酸与高温循环酸混合、负压蒸汽稀释后进入高温吸收塔，出塔后成为高温酸。过程中SO3气带入的转化余热得到充分回收。
余热回收因果示意图见图7。
低温酸稀释对应的饱和蒸汽压低，可以吸纳较低压力的饱和水蒸汽，可以将冷却水温降得更低；高温酸稀释对应的饱和蒸汽分压高，只能吸纳较高压力的饱和水蒸汽，只能将水温降到一定的温度，设计采用两段绝热真空蒸发，低温酸稀释对应低温水蒸发，高温酸稀释对应较高水温蒸发。
回收余热热位提高图见图8。
采用恒压的三室蓄热式换热器回收原料气余热；采用低温水冷却分离SO2气中的水汽；冷却水升温后进行绝热真空蒸发制冷成为低温水与吸收循环酸采用绝热真空蒸发出来的负压蒸汽稀释，使得绝热真空蒸发制冷能自发进行为本发明的核心技术。
本发明实现的具体步骤如下：
1、从电除尘出来的320℃原料气进入三室蓄热式换热器，与炉前风机的入炉空气换热，换热后原料气温度下降到110℃左右，空气温度从30℃升高到250℃以上。
2、从蓄热式换热器来的原料气进入经典的净化系统净化处理， 出电除雾器后得到合格的净化气即SO2气。
3、出电除雾经主风机升压后的SO2气进入水冷器，与凉水塔来的冷却水换热，降低入低温水冷塔的温度。
4、水冷后的SO2气进入低温水冷塔，与顶部来的低温水成逆流接触，SO2气中的水分转入液相，水温升高。
5、出塔冷却水进入脱气塔，采用过程补加的二次空气解吸冷却水中的二氧化硫。
6、经过解吸后的冷却水进入绝热真空蒸发器，进行绝热真空蒸发制冷，水温下降成为低温水，返回低温冷水塔循环使用；绝热真空蒸发器分为高温段蒸发与低温段蒸发两部分，高温段产生的负压蒸汽去一吸余热回收系统的高温酸稀释器，低温段产生的负压蒸汽去低温酸稀释器。
7、从绝热真空蒸发器出来的含有大量焓值的负压蒸汽作为补加水进入吸收循环酸稀释器，将吸收塔出来的吸收循环酸稀释处理，稀释热明显提高，余热回收量加大。
8、出低温水冷塔的SO2气进入干燥塔，进入干燥塔的SO2气含水分量很低，在干燥塔中放热量少，依靠SO2气的塔进出口温差可以将过程的放热带出，维持干燥酸温的平衡，可以将干燥循环酸冷器去掉。
9、进人干燥塔SO2气的水分量很低，干燥与一吸收之间的串酸量变得很少，一吸过程补加水量加大，且是以蒸汽状态补加入吸收系统，过程放热量大大提高，一吸塔出来的高温硫酸与锅炉软水换热，全部回收一吸过程的吸收余热。
10、经过低温冷却水处理后的SO2气、进入干燥塔干燥处理，干燥塔的处理负荷明显降低，干燥酸温降低，干燥塔的干燥效果明显加强，出干燥塔的水分含量低于0.01克/标准立方米，进入一吸塔的SO3气降到120℃，不会有酸雾形成对换热器产生腐蚀，此时可以将转化一层出来的中温转化气从近600℃降低到445℃左右，对转化过程的中温余热充分回收、加热热循环泵来的热水生产中压或高压饱和蒸汽，饱和蒸汽去原料气锅炉的过热器加热成为过热蒸汽去发电。
11、从转化系统来的一次SO3气进入一吸的高温吸收塔，与高温吸收循环酸成逆流接触，出高温吸收塔的高温吸收循环酸分为两部分，一部分加热锅炉用的软水，将给水温度尽可能提高，自身温度尽可能降低后，进入低温酸稀释器，吸收绝热真空蒸发器低温段来的负压蒸汽，酸浓降低，进入吸收副塔，与高温吸收塔出来的吸收尾气成逆流接触，将气相中的硫酸吸收，吸收后形成的二次SO2气进入转化系统换热二次转化。
12、一部分出塔的高温吸收循环酸进入低压蒸发器，加热锅炉给水产生饱和的低压蒸汽产品，出低压蒸发器的吸收循环酸与吸收副塔来的吸收循环酸和串入的少量94％干燥酸进入高温酸稀释器，吸收绝热真空蒸发器高温段来的负压蒸汽，稀释后进入高温吸收塔、循环使用。
13、从水处理来的锅炉用软水进入吸收系统与高温吸收循环酸换热，回收吸收过程的吸收余热，一支进入低压蒸发器产生饱和的低压蒸汽；一支进入焙烧出来的原料气锅炉汽包，吸收焙烧余热、转化中 温余热生产中压或高压过热蒸汽(一般产生中压过热蒸汽)。
本发明的工艺技术参数的确定如下：
技术参数的确定是以SO2气浓为8.3％时做具体计算。
1、三室蓄热式换热器的出口温度确定与余热回收量
一般出电除尘的温度在320℃左右，原料气带入的热量约为0.285*106kcal/t硫酸，原料气水分含量一般为6.0％(体积含量)，约为0.1吨水汽/t硫酸。
设计确定三室蓄热式换热器的出口温度低于120℃，炉前空气换热后的温度高于260℃。
出口原料气温度为平均温度为100℃时，过程中回收的低温余热为0.152*106kcal/t硫酸。该余热被炉前空气带入沸腾炉，产生中压饱和蒸汽。
2、出电除雾器的SO2气水分含量与温度确定
从净化系统出电除雾器的SO2气温一般为38℃，绝对压力为700mmHg，水汽含量为168.8千克/t硫酸。
3、水冷换热器
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115千克/t硫酸。
4、低温水冷塔
设计确定进入低温水冷塔的冷水温度为3.8℃，出口SO2气温为6℃，对应的蒸汽分压为7.01mmHg，出口SO2气水分含量为17.3千克 /t硫酸。
过程中需要冷凝的水分为97.7千克/t硫酸。
SO2气从36℃降温到6℃放出的热量为0.0839*106kcal/t硫酸。
出塔冷却水温为34℃，进塔的冷却水量为2.778吨/t硫酸，出塔冷却水量为2.876t/t硫酸。
4、脱吸塔
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17.8千克/t硫酸。
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26.0千克/t硫酸；进塔水温为34℃。冷却水出口温为32.2℃。
5、绝热真空蒸发器的蒸发温度与蒸发量确定
从脱吸塔出来的冷却水进入绝热真空蒸发器，32.2℃的冷却水进行绝热真空蒸发，水温从32.2℃降低到3.8℃，3.8℃对应的蒸汽分压为6mmHg，对应的蒸汽压力800Pa。
进入冷却水量为2.868t/t硫酸，冷却水从32.2℃下降3.8℃需要移走的热量为0.08145*106kcal/t硫酸。
需要蒸发的水分量为136.9千克/t硫酸。
吸收过程总计需要加入的水量(按成品酸浓度为98.5％计算)为195.9千克/t硫酸，一吸需要的水量为184千克/t，94％串入酸带入 的水量为17.3千克/t硫酸；稀释一吸循环酸需要以蒸汽加入的量为166.8千克/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136.9千克/t硫酸。在具体生产过程中可以向绝热真空蒸发器中补充适当的水量，使得蒸发量达到166.8千克/t硫酸，出来的多余的低温冷却水不往低温水冷塔循环使用。
6、SO2气干燥
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，进入干燥塔水份含量低，导致干燥过程的放热量少。
带入的水汽量为17.3千克/t硫酸，在干燥过程的放热量为0.0173*106kcal/t硫酸。
98.5％硫酸的串入酸量为0.3613t/t硫酸。
94％酸串出量为0.3786t/t硫酸。
串入干燥酸的98.5％硫酸的温度为80℃，干燥循环酸温为36℃，干燥酸串出的温度为36℃，要移走的热量为0.0055*106kcal/t硫酸。
干燥过程需要移走的总热量为0.0222*106kcal/t硫酸。
设计确定出干燥塔SO2气的温度为32℃，过程中SO2气带出的热量为0.02313*106kcal/t硫酸，SO2气带出的热量可以维持过程的热平衡。不需要干燥循环酸冷器的介入。
出干燥塔的水分含量要求低于0.01克/标准立方米。
7、转化余热的回收
转化流程：二转二吸3+1
| 转化段数 | 1 | 2 | 3 | 4 |
| 转化温度(℃) | 430-591 | 445-497 | 440-453 | 430-445 |
| 转化率(％) | 67 | 89 | 94 | 99.6 |
从干燥塔来的SO2气进入转化系统，采用两转两吸的3+1流程，从转化一层出来的591℃高温转化气体，进入蒸发器即I换热器，将热循环泵来的的饱和热水加热产生饱和蒸汽，温度下降到445℃左右，进入二层触媒，出二层触媒后温度达到497℃左右，与IV换热器出来的SO2气在II换热器中换热，温度降到440℃，进入三层触媒转化，SO2气被加热到430℃进入一层触媒；出三层触媒的转化气即SO3气达到453℃左右、与一吸来的二次SO2气在III换热器中换热，直接将从一吸来的二次SO2气加热到430℃去四层触媒，出III换热器的SO3气温度降到150℃左右，进入一吸余热回收系统；出四层触媒的二次SO3气温度为445℃左右与干燥塔来的SO2气在IV换热器中充分换热后进入二吸塔，温度降到80℃左右。
出IV换热器的SO3气可以降低到80℃以下，带入二吸系统的转化余热降低，可回收的转化余热相应提高。
转化气在蒸发器中回收的热量为0.152*106kcal/t。
进一吸塔的SO3气温度在吸收过程中从150℃降温到88℃，过程中将转化余热传给一吸循环酸，带入的热量为0.0575*106kcal/t硫 酸。
总共可回收的转化余热为0.2095*106kcal/t硫酸。占整个转化反应热的86.9.％。
8、一吸过程余热的回收
从一次转化来的SO3气的温度约为150℃，进入高温吸收塔，被吸收循环酸吸收，放出热量。
吸收过程中，SO3会全部与水分结合成硫酸，出高温吸收塔气相中的SO3分压很低。
设计确定出吸收塔的酸浓度为99.4％，温度为200℃，出塔吸收循环酸量为20吨/t硫酸(比热容0.38)。
出吸收塔的二次SO2气温度确定为88℃，过程中需要移除的热量为0.4318*106kcal/t硫酸(过程的热损失已考虑在内)。
设计确定从高温吸收塔出来的吸收循环酸分为两支流体，一部分200℃的高温酸加热锅炉给水，将锅炉用的软水加热到190℃，循环酸温下降到60℃，一部分进入低压蒸发器即低压蒸汽锅炉，产生170℃的饱和蒸汽。
设计确定锅炉给水总量为2.0吨/t硫酸，给水温度为30℃。
30℃的软水与高温吸收塔出来的部分高温酸热交换，最终温度升高到190℃。热交换器分为两段，第一段将30度的软水加热到104℃去除氧器，从除氧器来104℃的软水再与高温酸换热加热到190℃。
锅炉软水从30℃升温到190℃吸收的热量为0.326*106kcal/t硫酸，需要的吸收循环酸量为6.468吨/t硫酸。
用于直接加热170℃的饱和热水产生蒸汽的热量为0.1058*106kcal/t硫酸，需要高温吸收循环酸量为13.532吨/t硫酸，出低压蒸发器的酸温为179℃。
低压蒸汽的产汽量为225千克/t硫酸。
高温循环酸与锅炉软水换热后的温度为60℃，浓度99.4％，进入低温酸稀释器、采用低温段水绝热真空挥发出来的蒸汽稀释，需要的蒸汽量为59.1千克/t酸，占整个低温冷却水绝热真空蒸发量的43.17％。
设计确定冷却水分为在3.8℃下绝热蒸发与16℃下绝热蒸发两个蒸发段：从解吸塔来的32.2℃的冷却水进入高温绝热蒸发室，在16℃下绝热蒸发，蒸汽绝对压力1800Pa，再进入3.8℃下绝热蒸发的蒸发室，对应的绝对压力为800Pa。
温度为60℃，流量为6.468t/t硫酸的低温循环酸进入低温酸稀释器，蒸汽输入的压力为800Pa，温度为3.8℃，蒸汽量为59.1千克/t酸。稀释过程的放热量为0.05255*106kcal/t硫酸。稀释后酸温为83.6℃，酸量为6.527t/t硫酸，浓度98.5％。
稀释后0.94吨的成品酸进引出，串出的酸量为0.3613t/t硫酸。进入吸收副塔的吸收循环酸量为5.226吨/t硫酸，与高温塔出来的含有少量硫酸蒸汽的吸收气流逆流接触，将转化气中的少量硫酸吸收。
设计确定从高温吸收塔来进入吸收副塔的气温为176℃，在吸收副塔中吸收从高温吸收塔出来的硫酸量占总吸收硫酸当量的17％，过 程中吸收硫酸的量为0.160吨/t硫酸。
吸收硫酸放出的热量为0.0195*106kcal/t硫酸。
吸收气温从176℃下降到88℃放出的热量为0.073*106kcal/t硫酸。
总计过程的放热量为0.0925*106kcal/t硫酸，出塔的酸量为5.386吨/t硫酸。酸温为132.0℃。酸浓为98.54％。
出副塔的循环吸收酸温度上升，与低压蒸发器来的179℃的循环酸以及干燥酸来的串入酸混合(串入量为0.3786t/t硫酸、温度为36℃)得到163℃的循环酸，酸浓为99.054％。混合后的吸收循环酸的总量为19.2966t/t硫酸。
浓度为99.054％、温度为163℃的吸收循环酸进入高温酸稀释器，引入压力为1800Pa，温度为16℃的负压蒸汽稀释。需要的蒸汽量为107.9千克/t硫酸，可以向高温段绝热真空蒸发器适当补充水量，达到107.9千克/t硫酸的蒸发量，出高温段多余的冷却水排放。过程中放出的稀释热为0.1111*106kcal/t硫酸。吸收后蒸汽后的酸温为178℃，浓度为98.5％。从负压蒸汽稀释器出来的吸收酸进入高温吸收塔，与转化III换热器出来的150℃一次转化气逆流接触，将体系中三氧化硫吸收，过程放热，出高温吸收塔的酸温达到200℃，酸浓达到99.4％。
9、过程总共吸收的热量
焙烧过程反应热的回收约为0.942*106kcal/t硫酸(其中蓄热换热器回收0.152*106kcal/t硫酸)，蒸汽过热器回收转化余热约为 0.152*106kcal/t硫酸，吸收过程回收的余热为0.4318*106kcal/t硫酸，总计1.5258*106kcal/t硫酸。
10、过程的蒸汽产量
吸收过程的低压蒸汽产量为0.225吨/t硫酸，消耗的余热为0.142*106kcal/t，占过程余回收热量的9.3％。
用于生产压力为3.8MPa，温度为440℃的过热蒸汽的余热为1.3838*106kcal/t硫酸，汽量为1.8088t/t酸，合计产汽量为2.0338吨蒸汽/t硫酸，与设计软水为2.0t/t硫酸吨接近。
折合成蒸汽产率为2.396吨/t硫酸，过程的余热利用率为83.9％。
本发明技术的优越性：
本发明从硫铁矿生产硫酸的余热整体回收高度，采用新颖的余热回收工艺技术，有机地对生产各个部位的余热综合回收，将大量的低位热变成具有经济价值的高位热，生产中压过热蒸汽去发电或作为工业生产之用，余热回收的量与质同时提高，将生产过程的余热利用提高到新的高度与上升到新的概念。
1、采用操作气压稳定的三室蓄热式换热器对出电除尘的原料气的低温余热充分回收，提高了焙烧余热的利用率，由原来的69％提高82.6％。
2、采用冷却水绝热真空蒸发制冷得到的低温冷却水冷却进干燥塔前的SO2气，分离SO2气中的水分，达到提高一吸过程的放热量与余热回收量的目的；绝热真空蒸发出来的高负压蒸汽在酸稀释器中被高浓的循环酸吸收，使得绝热真空蒸发制冷形成低温冷却水的过程能 自发进行，不需消耗冷冻功；负压蒸汽携带大量低温的潜热引入一吸循环酸系统，生产低压蒸汽或过热中压蒸汽，由低位热变为高位热。
低温冷却水的自动形成、浓硫酸的稀释、低温余热的高度回收有机融为一体！
3、进入干燥塔的SO2气气温为6℃，干燥与一吸串酸少，放热量少，依靠SO2气带出的热量就可维持干燥过程的温度平衡与热平衡，干燥循环酸冷器可以省去，干燥温度低，处理负荷低，水分含量在0.01克/标准立方米以下，为充分回收转化余热提供了必要条件。
4、利用吸收过程的余热加热锅炉软水，将部分吸收循环酸温度降低到60℃，采用蒸汽稀释后，进入吸收副塔，进一步吸收高温吸收塔来的尾气中的少量硫酸与余热，达到充分回收过称余热的目的；加热后的软水携带大量的低位余热进入焙烧高温原料气锅炉，生产饱和蒸汽，成为高位热。
5、采用焙烧余热回收锅炉热循环泵来的饱和热水与出转化一层触媒中温转化气换热，回收转化余热产生饱和蒸汽；采用尽可能降低进二吸塔气温的转化换热原则，减少二次转化气带入二吸塔的热量，使得低温转化余热在一吸过程中得到回收利用，进一步提高了转化余热的回收率。
6、采用该余热回收工艺技术，硫铁矿制备硫酸过程的余热回收产汽率由原来的1.24吨蒸汽/t硫酸提高到2.396吨蒸汽/t硫酸(按0.098MPa绝对压力时的饱和汽焓638.8kcal/kg计算)，过程的余热利用率由原来的43.4％提高到现有的83.9％，蒸汽产率提高了93.2％。 其中48％的热量是由低位热演变而来，最高限度提高了硫酸生产余热的回收率与回收价值。
本发明的重要意义：
1、本发明成功解决了硫铁矿生产硫酸过程余热回收率低的问题，将余热回收率由原来的43％左右提高到83.9％，蒸汽产率提高了93.3％，每吨硫酸多产蒸汽1.15吨，降低了硫酸的生产成本约180元/t硫酸，提高了硫铁矿制酸的市场竞争能力。
2、采用该余热回收技术后，每吨硫酸的蒸汽产量达到2吨以上，按200元/吨蒸汽计算，则生产每吨硫酸可以产400元价值的蒸汽，蒸汽产值与硫酸的产值接近，此时生产硫酸的过称也就成为一个重要的产汽过程。
3、国内每年硫铁矿生产硫酸2000万吨，按该发明技术回收生产过程的余热，每年可多产汽2300万吨，折合产值为40亿元；折合节约标煤500万吨、减少二氧化碳排放1600万吨，对日益重要的低碳经济是个伟大的贡献。
4、该发明技术充分回收了硫铁矿生产硫酸过程的焙烧反应余热、尤其是转化余热与吸收余热，使得每吨酸的产汽量大大提高，是硫铁矿生产硫酸过程中余热回收利用的重要里程碑。
下面结合附图详细描述本发明。
图1是本发明中焙烧余热与转化余热回收工艺流程图。
图2是本发明中二氧化硫气水汽分离工艺流程图。
附图说明
图3是本发明中转化工艺流程图。
图4是经典的转化工艺流程图。
图5是本发明中一吸余热回收工艺流程图。
图6是造成生产过热余热损失因果示意图。
图7是余热回收因果示意图。
图8是回收余热热位提高图。
具体实施方式
以湖南新恒光科技公司年产30万吨硫酸生产线为例。
每小时生产硫酸37.5吨。转化气浓8.3％，采用两转两吸3+1流程。
1、从沸腾炉出来的原料气温度980℃、经过余热锅炉温度降到350℃，经旋风分离器、进入电除尘。
2、出电除尘的温度在320℃左右，气量为74330Nm3/h，原料气带入的热量为约为10.68*106kcal/h，原料气水分含量一般为6.0％(体积含量)，经过三室蓄热换热器后温度降低到100℃，炉前空气温度为280℃。过程回收余热5.7*106kcal/h。
从净化系统出电除雾器的SO2气温为38℃，绝对压力为700mmHg，水汽量为6330千克/h。
3、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气的水汽量为4312.5千克/h。
4、进入低温冷却塔的冷水温度3.8℃，出口SO2气温为6℃，对 应的蒸汽分压为7.01mmHg，出口SO2气水分量为648千克/h。
过程中冷凝的水分为3663千克/h。
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107.66t/h。
5、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667.5千克/h。
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32.2℃。
6、从脱吸塔出来的冷却水进入真空绝热蒸发器，32.2℃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3.8℃下绝热蒸发。
7、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。
带入的水汽量为648.7千克/h。
98.5％硫酸的串入酸量为13.5t/h。
94％酸串出量为14.2t/h。
串入干燥酸的98.5％硫酸的温度为80℃，干燥循环酸温为36℃，干燥酸串出的温度为36℃。
出干燥塔SO2气的温度为32℃，SO2气带出的热量可以维持过程的热平衡。不需要干燥循环酸冷器的介入。
出干燥塔的水分含量低于0.01克/标准立方米。
8、从干燥塔来的SO2气进入转化系统，采用两转两吸的3+1流程，从转化一层出来的591℃高温转化气体，进入蒸发器即I换热器，产生饱和蒸汽，温度下降到445℃左右，进入二层触媒，出二层触媒后温度达到497℃左右，与IV换热器出来的SO2气在II换热器中换热，温度降到440℃，进入三层触媒转化，SO2气被加热到430℃进入一层触媒；出三层触媒的转化气即SO3气达到453℃左右、与一吸来的二次SO2气在III换热器中换热，直接将从一吸来的二次SO2气加热到430℃去四层触媒，出III换热器的SO3气温度降到150℃左右，进入一吸余热回收系统；出四层触媒的二次SO3气温度为445℃左右与干燥塔来的SO2气在IV换热器中充分换热后进入二吸塔，温度降到80℃左右。
转化气在蒸发器中回收的热量为5.7*106kcal/h。
进一吸塔的SO3气温度在吸收过程中从150℃，降温到88℃
9、从一次转化来的SO3气的温度约为150℃，进入高温吸收塔，被吸收循环酸吸收，放出热量。
吸收塔的浓度为99.4％，温度为200℃，出塔吸收循环酸量为750吨/h。
出吸收塔的二次SO2气温度为88℃。
从高温吸收塔出来的吸收循环酸分为两支流体，一部分200℃的高温酸加热锅炉给水，将锅炉用的软水加热到190℃，循环酸温下降到60℃，一部分进入低压蒸发器即低压蒸汽锅炉，产生170℃的饱和蒸汽。
锅炉给水总量为75吨/h，给水温度为30℃。
30℃的软水吸与高温吸收塔出来的部分高温酸热交换，热交换器分为两段，第一段将30度的软水加热到104℃去除氧器，从除氧器来104℃的软水再与高温酸换热加热到190℃。热交换的循环酸量为242.5吨/h。
用于直接加热170℃的饱和热水产生蒸汽高温吸收循环酸量为507吨/h，出蒸发器的酸温为179℃。
低压蒸汽的产汽量为8.43t/h。
高温循环酸与锅炉软水换热后的温度为60℃，浓度99.4％，进入低温酸稀释器、采用负压蒸汽稀释，需要的负压蒸汽量为2216千克/h，该蒸汽量来自绝热真空蒸发器的3.8℃低温段，对应的压力为800Pa。
采用管式降膜真空吸收器为稀释器，循环酸进口温度60℃，流量为242.5t/h，稀释后酸温为83.6℃，浓度98.5％。
稀释后35.25t/h的成品酸进引出，串出的酸量为13.5t/h。进入吸收副塔的吸收循环酸量为196t/h，与高温塔出来的含有少量硫酸蒸汽的吸收气流逆流接触，将转化气中的少量硫酸吸收。
从高温吸收塔来进入吸收副塔的气温为176℃。
出塔的酸温为132.0℃。酸浓为98.54％。
出副塔的循环吸收酸与低压蒸发器来的179℃的循环酸以及干燥酸来的串入酸混合得到163℃的循环酸，酸浓为99.054％。
浓度为99.054％、温度为163℃的混合吸收酸进入高温酸稀释器， 引入压力为1800Pa，温度为16℃的负压蒸汽稀释。蒸汽量为4046千克/h，吸收蒸汽后的酸温为178℃，浓度为98.5％。
从高温酸稀释器出来的吸收循环酸进入高温吸收塔，与转化III换热器出来的150℃一次转化气逆流接触，将体系中三氧化硫吸收，过程放热，出高温吸收塔的酸温达到200℃，酸浓达到99.4％。
10、出吸收余热回收系统的190℃的热水进入焙烧高温原料气余热回收锅炉汽包，从锅炉汽包出来的246℃饱和蒸汽经锅炉过热器加热后达440℃，去汽轮机发电。
过程总共吸收的热量：
焙烧过程反应热的回收约为35.325*106kcal/h(其中蓄热换热器回收5.7*106kcal/h)，转化蒸发器回收转化余热约为5.7*106kcal/h，吸收过程回收的余热为16.19*106kcal/h，总计57.21*106kcal/h。
用于生产压力位3.8MPa，温度为440℃的过热蒸汽量为67.83t/h。
过程中总产汽量为76.23t/h。折合成产气率为2.396t汽/t硫酸，过程的余热利用率为83.9％。
每年公司中压蒸汽产量为54万吨，低温蒸汽产量为6.75万吨。回收余热带来的经济效益为8000万元。
注：文中的“/t硫酸”是指按每吨成品硫酸计算。
Claims (9)
1.一种硫铁矿生产硫酸的余热高效回收的工艺，其特征在于：通过三室蓄热换热器充分回收焙烧余热；通过降低进入干燥塔的水分含量提高吸收过程余热回收量；通过生产饱和蒸汽充分回收出一层触媒的中温热与降低进二吸塔的二次SO3气温度，充分回收转化低温热；具体工艺包括以下步骤：
(1)、采用焙烧反应余热在沸腾炉冷却水箱与高温原料气余热锅炉中加热一吸余热回收系统来的热水产生中压或高压的饱和蒸汽，并在锅炉过热器中加热饱和蒸汽，使之成为过热蒸汽；
(2)、出余热锅炉的原料气温度降到350℃左右，进入除尘设备，从电除尘出来的原料气进入三室蓄热式余热回收器，与炉前空气换热，成为低温原料气；
(3)、低温原料气经净化后的净化气即SO2气进主风机升压后进入水冷器，采用从凉水塔来的冷却水冷却处理，将气相中水分部分分离；
(4)、从水冷器来的SO2气进入低温水冷塔，采用低温冷却水冷却处理，大部分水汽得到分离；
(5)、从低温水冷塔出来的冷却水经脱吸塔，采用补加空气解吸二氧化硫后进入绝热真空蒸发器制冷，水温降低后去低温水冷塔循环使用；
(6)、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；绝热真空蒸发器分为高温蒸发段与低温蒸发段两个蒸发部分，高温段产生的负压蒸汽去一吸余热回收系统的高温酸稀释器，低温段产生的负压蒸汽去一吸余热回收系统的低温酸稀释器；
(7)、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系统，转化系统采用两转两吸的3+1工艺流程：干燥塔来的SO2气与四层触媒出来的二次转化气在四换热器中换热升温、进入二换热器，与二层触媒出来的转化气换热后进入一层触媒催化转化，出一层触媒的中温转化气进入蒸发器，加热蒸发锅炉热循环泵来的热水，产生饱和蒸汽，降温后进入二层触媒催化转化；出二换热器的转化气进入三层触媒催化转化后进入三换热器，与吸收副塔来的SO2气换热后进入一吸的高温吸收塔；出吸收副塔的SO2气加热后进入四层触媒催化转化后进入四换热器换热，换热降温后进入二吸塔，出二吸塔后排空；
(8)、从转化系统来的一次转化气即SO3气进入高温吸收塔、吸收副塔，吸收过程产生的余热将吸收循环酸温提高；
(9)、从水处理系统来的锅炉给水即软水进入软水加热器，与高温吸收塔出来的部分高温吸收循环酸换热，成为热水，高温吸收循环酸换热后成为低温吸收循环酸；
(10)、出软水加热器的热水部分去低压蒸发器与出高温吸收塔的部分高温吸收循环酸换热，产生低压饱和蒸汽，低压饱和蒸汽作为产品输出；部分热水去焙烧锅炉的汽包，产生中压或高压饱和蒸汽；
(11)、出软水加热器的低温吸收循环酸进入低温酸稀释器，吸收绝热真空蒸发器低温段来的负压蒸汽，浓度降低，温度升高，进入吸收副塔；
(12)、出吸收副塔的吸收循环酸与从低压蒸发器出来的吸收循环酸以及从干燥塔串过来的94％酸混合后进入高温酸稀释器，吸收从绝热真空蒸发器高温段来的负压蒸汽，浓度降低，酸温升高后进入高温吸收塔吸收SO3气体，酸浓升高、温度升高出塔后成为高温吸收循环酸；
(13)、从软水加热器来的热水进入焙烧高温原料气锅炉汽包，在热循环泵的作用下，分为三支流体强制循环换热产生饱和蒸汽：一支往锅炉的蒸发器；一支往焙烧沸腾炉的冷却水箱；一支往转化的蒸发器，产生的饱和蒸汽从汽包输出进入原料气锅炉的过热器与高温原料气换热，成为过热蒸汽，过热蒸汽去发电。
2.根据权利要求1所述的一种硫铁矿生产硫酸的余热高效回收工艺，其特征在于：原料气经三室蓄热换热器与炉前空气换热、回收焙烧反应热后，温度下降到180℃以下，入炉空气温度从30℃升高到180℃以上。
3.根据权利要求1所述的一种硫铁矿生产硫酸的余热高效回收工艺，其特征在于：原料气经净化后进入主风机、水冷器、低温水冷塔，分离净化气中的水分；进低温水冷塔的水温低于20℃；出塔净化气即SO2气中水分含量低于100千克/t硫酸。
4.根据权利要求1所述的一种硫铁矿生产硫酸的余热高效回收工艺，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℃；绝热真空蒸发器的高温段蒸发温度大于10℃，低温段蒸发温度低于15℃，出绝热真空蒸发器的低温段负压蒸汽去吸收循环酸的低温酸稀释器，出绝热真空蒸发器的高温段负压蒸汽去吸收循环酸的高温酸稀释器，作为补加水被循环酸吸收，导致冷却水绝热真空蒸发制冷的过程能自发进行。
5.根据权利要求1所述的一种硫铁矿生产硫酸的余热高效回收工艺，其特征在于：从热循环泵来的饱和热水与出转化一层触媒的转化气进行热交换，生产饱和蒸汽，饱和蒸汽去焙烧余热锅炉过热产生过热蒸汽；转化气温度从590℃左右下降到445℃左右；从干燥塔干燥出来的SO2气与二次转化气充分换热，进二吸塔的气温低于120℃。
6.根据权利要求1所述的一种硫铁矿生产硫酸的余热高效回收工艺，其特征在于：从转化系统出来的一次转化气即SO3气进入高温吸收塔，与高温酸稀释器来的高温酸成逆流接触，出塔高温酸一部分去加热锅炉用的软水，将软水加热到150℃-210℃；一部分去低压蒸发器用于产生150℃-180℃的低压饱和蒸汽。
7.根据权利要求1所述的一种硫铁矿生产硫酸的余热高效回收工艺，其特征在于：用于加热锅炉软水的高温吸收循环酸温度下降到50℃-90℃，换热后的低温吸收循环酸在低温酸稀释器中吸收绝热真空蒸发器来的低温段负压蒸汽，酸浓降低到98.0％-99.0％；稀释后的酸温上升到75℃-115℃，进入吸收副塔，吸收从高温吸收塔出来的吸收尾气。
8.根据权利要求1所述的一种硫铁矿生产硫酸的余热高效回收工艺，其特征在于：从吸收副塔出来的吸收循环酸与低压蒸发器出来的吸收循环酸进入高温酸稀释器，吸收绝热真空蒸发器来的高温段负压蒸汽，将吸收循环酸稀释，稀释后的酸浓为98.0％-99.0％；稀释后的酸温上升到150℃-210℃，稀释后进入高温吸收塔。
9.根据权利要求1所述的一种硫铁矿生产硫酸的余热高效回收工艺，其特征在于：吸收过程浓酸的稀释采用负压蒸汽在稀释器中稀释处理，达到稀释的目的；稀释器采用管式降膜吸收器，吸收循环酸从顶部进入，负压蒸汽从底部进入，与顺着管内壁下流的酸液成逆流接触，蒸汽被浓硫酸吸进入液相，完成稀释过程；稀释器分为高温酸稀释器与低温酸稀释器，高温酸稀释器吸收绝热真空蒸发器来的高温段的负压蒸汽，低温酸稀释器吸收绝热真空蒸发器来的低温段负压蒸汽；稀释器顶部连接高度真空设备，不断的将体系的微量惰性气体抽出，形成高度真空。
Priority Applications (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| CN2010105448177A CN102070128B (zh) | 2010-11-07 | 2010-11-07 | 一种硫铁矿生产硫酸的余热高效回收工艺 |
Applications Claiming Priority (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| CN2010105448177A CN102070128B (zh) | 2010-11-07 | 2010-11-07 | 一种硫铁矿生产硫酸的余热高效回收工艺 |
Publications (2)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| CN102070128A CN102070128A (zh) | 2011-05-25 |
| CN102070128B true CN102070128B (zh) | 2012-05-30 |
Family
ID=44028916
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| CN2010105448177A Active CN102070128B (zh) | 2010-11-07 | 2010-11-07 | 一种硫铁矿生产硫酸的余热高效回收工艺 |
Country Status (1)
| Country | Link |
|---|---|
| CN (1) | CN102070128B (zh) |
Cited By (1)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| EP4001211A1 (en) * | 2013-03-15 | 2022-05-25 | MECS, Inc. | Recovery of sulfur trioxide heat of absorption |
Families Citing this family (21)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| CN102602897B (zh) * | 2011-11-15 | 2013-07-03 | 荆门市熊兴化工有限公司 | 节能环保硫铁矿制酸生产线 |
| CN102586618B (zh) * | 2012-03-31 | 2013-08-21 | 长沙有色冶金设计研究院有限公司 | 硫铁矿的冶炼工艺 |
| CN103303878B (zh) * | 2013-05-30 | 2015-04-01 | 福建省邵武市永飞化工有限公司 | 一种硫铁矿制备硫酸的方法 |
| CN103303876A (zh) * | 2013-06-07 | 2013-09-18 | 瓮福（集团）有限责任公司 | 一种硫铁矿制酸废热回收方法 |
| CN104445094A (zh) * | 2013-09-24 | 2015-03-25 | 丹阳恒安化学科技研究所有限公司 | 一种硫酸生产工艺 |
| CN105460904A (zh) * | 2014-08-20 | 2016-04-06 | 孟莫克化工成套设备(上海)有限公司 | 一种使用预干燥塔的硫酸装置低温位热回收系统及其串酸方法和应用 |
| CN104589477B (zh) * | 2014-12-18 | 2017-04-12 | 广东省建筑材料研究院 | 利用硫酸生产线尾气余热及硫铁矿尾矿制备硅钙板的方法 |
| CN104495757B (zh) * | 2015-01-06 | 2016-09-28 | 东华工程科技股份有限公司 | 硫酸装置中so3吸收低温位热能回收系统 |
| CN105060265B (zh) * | 2015-08-06 | 2017-12-22 | 贵州开磷集团股份有限公司 | 一种利用低压余热蒸汽的除湿方法 |
| CN107726867B (zh) * | 2017-09-28 | 2019-07-12 | 安徽省金鸿再生资源科技有限公司 | 一种真空炉出料口物料速冷除尘系统 |
| CN107879317A (zh) * | 2017-10-30 | 2018-04-06 | 襄阳泽东化工集团有限公司 | 一种提高硫磺制酸低温余热回收产汽量的系统 |
| CN108002352A (zh) * | 2017-12-28 | 2018-05-08 | 广西生富锑业科技股份有限公司 | 一种硫铁矿熔炼烟气制取硫酸的方法 |
| CN114477337A (zh) * | 2018-11-13 | 2022-05-13 | 核工业北京化工冶金研究院 | 一种加速蒸发酸法地浸采铀废水的装置及方法 |
| CN110043886A (zh) * | 2019-04-25 | 2019-07-23 | 北京化工大学 | 一种改进的丙烯腈热回收工艺 |
| CN110523220A (zh) * | 2019-09-29 | 2019-12-03 | 武汉青江化工黄冈有限公司 | 一种试剂硫酸生产脱除so2的装置及方法 |
| CN110902656A (zh) * | 2019-12-12 | 2020-03-24 | 南京乾盛化工科技有限公司 | 一种用钼精矿制取硫酸的生产方法 |
| CN111520796A (zh) * | 2020-04-09 | 2020-08-11 | 赤峰云铜有色金属有限公司 | 一种硫酸工艺中吸收循环酸热量移除与利用的方法 |
| CN111520795A (zh) * | 2020-04-09 | 2020-08-11 | 赤峰云铜有色金属有限公司 | 一种硫酸工艺中吸收循环酸余热的利用方法 |
| CN113460973A (zh) * | 2021-06-30 | 2021-10-01 | 内蒙古金陶股份有限公司 | 一种利用硫精矿制备硫酸的方法 |
| CN114738717A (zh) * | 2022-04-06 | 2022-07-12 | 南京海陆化工科技有限公司 | 一种硫磺制酸产高压蒸汽的方法 |
| CN116658887B (zh) * | 2023-05-18 | 2024-01-30 | 北京天地融创科技股份有限公司 | 工业热水锅炉节能系统 |
Family Cites Families (4)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| DE3232446A1 (de) * | 1982-08-12 | 1984-02-16 | Metallgesellschaft Ag, 6000 Frankfurt | Verfahren zur herstellung von schwefelsaeure |
| US6279514B1 (en) * | 2000-08-07 | 2001-08-28 | Timothy J. Browder | Method of recovering heat in sulfuric acid production plant |
| CN2780738Y (zh) * | 2005-04-28 | 2006-05-17 | 南京圣诺热管有限公司 | 硫酸生产余热回收系统与装置 |
| CN101875486A (zh) * | 2010-04-30 | 2010-11-03 | 安徽祥源安全环境科学技术有限公司 | 一种硫铁矿制酸清洁生产工艺 |
-
2010
- 2010-11-07 CN CN2010105448177A patent/CN102070128B/zh active Active
Cited By (1)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| EP4001211A1 (en) * | 2013-03-15 | 2022-05-25 | MECS, Inc. | Recovery of sulfur trioxide heat of absorption |
Also Published As
| Publication number | Publication date |
|---|---|
| CN102070128A (zh) | 2011-05-25 |
Similar Documents
| Publication | Publication Date | Title |
|---|---|---|
| CN102070128B (zh) | 一种硫铁矿生产硫酸的余热高效回收工艺 | |
| CN108211671B (zh) | 一种节能型二氧化碳再生和压缩系统及方法 | |
| CN101357294B (zh) | 一种可再生脱硫的工艺方法及其用途 | |
| CN106322427A (zh) | 循环流化床锅炉排渣余热利用系统及方法 | |
| CN101857810B (zh) | 一种新型全负压焦炉煤气净化组合流程 | |
| CN104403700A (zh) | 焦炉煤气冷却及余热回收利用装置及方法 | |
| CN107869857A (zh) | 一种基于第二类吸收式混合热泵 | |
| CN207585140U (zh) | 一种基于第二类吸收式混合热泵 | |
| CN204251571U (zh) | 焦炉煤气冷却及余热回收利用装置 | |
| CN111336487A (zh) | 焦炉荒煤气及废气余热回收再利用系统 | |
| CN116751613A (zh) | 一种节能型负压脱苯工艺及系统 | |
| CN217005479U (zh) | 一种冷却和热回收综合利用系统 | |
| CN102816574B (zh) | 一种焦炉荒煤气余热发电装置 | |
| CN104727872A (zh) | 焦炉煤气余热发电系统 | |
| CN110950305B (zh) | 一种兰炭气的净化方法及其净化系统 | |
| CN103363539A (zh) | 烟道废热综合利用装置 | |
| CN107478067A (zh) | 热回收系统 | |
| CN203375525U (zh) | 烟道废热综合利用装置 | |
| CN209393027U (zh) | 一种基于冷凝催化氧化的高浓度VOCs尾气达标排放处理装置 | |
| CN102068882B (zh) | 一种硫酸生产过程so2气中的水分分离方法及工艺 | |
| CN108190838B (zh) | 一种氟化氢多相气化分离回收系统 | |
| CN203461846U (zh) | 一种化产蒸氨和脱硫的热集成装置 | |
| CN107084401B (zh) | 一种氧气/二氧化碳燃烧中高钠高钙煤的预处理提质系统及方法 | |
| CN112284145A (zh) | 一种冶金冷却塔余热利用装置和方法 | |
| CN111717948A (zh) | 一种焦化气相循环蒸氨工艺及装置 |
Legal Events
| Date | Code | Title | Description |
|---|---|---|---|
| C06 | Publication | ||
| PB01 | Publication | ||
| C10 | Entry into substantive examination | ||
| SE01 | Entry into force of request for substantive examination | ||
| C14 | Grant of patent or utility model | ||
| GR01 | Patent grant | ||
| C56 | Change in the name or address of the patentee |
Owner name: HU NAN HENGGUANG TECHNOLOGY CO., LTD. Free format text: FORMER NAME: HU NAN NEW HENGGUANG TECHNOLOGY CO., LTD. |
|
| CP01 | Change in the name or title of a patent holder |
Address after: 418200 Huaihua City, Hunan province Hongjiang District Rock Gate No. 1 Patentee after: Hunan Hengguang Technology Co., Ltd. Address before: 418200 Huaihua City, Hunan province Hongjiang District Rock Gate No. 1 Patentee before: New Hengguang Technology Co., Ltd. |
|
| EE01 | Entry into force of recordation of patent licensing contract |
Application publication date: 20110525 Assignee: Hunan Hengguang Chemical Co., Ltd. Assignor: Hunan Hengguang Technology Co., Ltd. Contract record no.: 2013430000130 Denomination of invention: Process for efficiently recovering afterheat generated in the process of producing sulfuric acid from pyritic Granted publication date: 20120530 License type: Exclusive License Record date: 20130814 |
|
| LICC | Enforcement, change and cancellation of record of contracts on the licence for exploitation of a patent or utility model |