CN102371108A

CN102371108A - 含硫化氢酸性气富氧空气焚烧生产硫酸的方法

Info

Publication number: CN102371108A
Application number: CN2010102599122A
Authority: CN
Inventors: 张超林; 杨振刚; 纪罗军; 黄新
Original assignee: Research Institute of Nanjing Chemical Industry Group Co Ltd; China Petrochemical Corp
Current assignee: China Petrochemical Corp; Research Institute of Sinopec Nanjing Chemical Industry Co Ltd
Priority date: 2010-08-20
Filing date: 2010-08-20
Publication date: 2012-03-14

Abstract

含硫化氢酸性气富氧空气焚烧生产硫酸的方法，属于环境保护技术领域。含硫化氢酸性气和富氧空气送入硫化氢焚烧炉内燃烧，燃烧后排出炉气，回收出口高温炉气热能；锅炉给水利用燃烧释放出的热量加热；净化系统排出的稀硫酸用作工艺补充水；降温后的炉气再经除雾、干燥后进入转化系统经过热交换预热，生成三氧化硫，排出的转化气体经过热交换进入吸收塔吸收。本发明充分利用了硫酸生产过程中产生的高、中位热能，并且全部回收利用了稀硫酸，实现了硫酸生产投资少、成本低、废热回收率高、生产清洁无污染。

Description

含硫化氢酸性气富氧空气焚烧生产硫酸的方法

技术领域

本发明属于环境保护中大气污染物防治的技术领域，具体涉及一种含硫化氢酸性气焚烧处理方法。

技术背景

含硫化氢酸性气(有时称作酸性气)一般在石油炼制、天然气净化及炼焦、煤气化、石油加工等生产过程中产生。由于硫化氢剧毒且易燃易爆，因此这种气体不能直接排放到大气中。处理含硫化氢酸性气的常规方法除了采用克劳斯法回收硫磺外，还可以采用湿法或干法工艺生产硫酸。湿法制酸技术主要是托普索公司的WSA工艺和孟莫克公司的SULFOX工艺，受工艺条件的限制，硫化氢湿法制酸工艺不能生产发烟硫酸产品，并且尾气酸雾含量很容易超标。而干法制酸工艺虽然工艺流程较长，但可以生产各种硫酸产品和液体二氧化硫、液体三氧化硫等，并且尾气很容易达标排放。

在现有硫化氢干法制酸工艺中，一般采用普通空气作为助燃剂和氧化剂，将气体中的硫化氢及氨、烃类等氧化为二氧化硫、氮气和二氧化碳，1000℃左右的二氧化硫气体进废热锅炉回收热、净化系统洗涤降温后，在钒催化剂作用下将二氧化硫转化为三氧化硫，经浓硫酸或发烟硫酸吸收生成产品酸。然而，利用普通空气维持燃烧过程带来某些问题。由于在燃烧过程中必须将空气中所含的惰性气体(主要是氮气)也加热到燃烧温度，这些惰性气体携带的大量热能在后续净化系统中移入冷却水中而难以回收利用，从而造成硫酸装置热回收利用率偏低；另外，含硫化氢酸性气流量大且波动，并且不同来源含硫化氢酸性气浓度差异较大，浓度高的硫化氢体积分数达到90％以上(如炼厂酸性气)，浓度低的硫化氢体积分数只有20％～30％(如煤化工酸性气)，加上硫化氢焚烧过程中产生大量水蒸气、空气带入的惰性气体，硫酸装置的气体通量很大，硫化氢焚烧、废热回收、气体净化、转化及干吸设备过于庞大，既不利于装置的大型化，又使得进转化器气体浓度较低(二氧化硫体积分数在8％以下)，不利于硫酸装置转化系统的废热回收利用。另一方面，由于空气中氧含量有限并含有大量氮气，硫化氢高温燃烧容易产生氮氧化物，从而造成环境污染、设备腐蚀等一系列问题。在当前倡导节能减排的大背景下，急需开发一种新的工艺以适应装置大型化发展。用富氧空气助燃具有加快燃烧速率、促使燃料完全燃烧、减少燃烧后排气量和提高热能回收利用效率等诸多优点。因此含硫化氢酸性气富氧空气焚烧制硫酸设备尺寸可以减小、热能回收率可以提高，尾气污染物排放量可以减少。

关于采用富氧空气作为助燃剂和氧化剂的制酸工艺在以下专利被公开。美国RalphM.Parsons公司在美国专利US5194239中公开了一种非催化硫磺富氧空气生产硫酸工艺。该工艺在加压条件下用富氧空气焚烧硫磺生成二氧化硫和三氧化硫，冷凝分离出三氧化硫的气体返回焚硫炉继续反应。中国专利CN93105696.9、CN98120378.7、CN00808456.4等公开了硫化氢富氧空气克劳斯法回收硫磺技术。但中国专利未见含硫化氢酸性气富氧空气生产硫酸的技术公开。

然而，用富氧空气代替普通空气燃烧会导致火焰温度升高，使硫化氢焚烧炉内产生过高的温度，容易造成炉子内衬耐火砖损坏。在控制焚烧炉温度方面，英国专利2173780A中公开了通过将液态水引入到焚烧炉火焰带中来调节燃烧温度。美国专利US5352443中公开了通过两个独立的焚烧炉来实施硫化氢焚烧，由于燃烧总热量在两个焚烧炉内分配，因此不需要外部或循环的温度调节器。

发明内容

本发明的目的在于提供一种含硫化氢酸性气富氧空气焚烧生产硫酸的方法，其中所述的方法可灵活操作、有效控制，并能提供利用富氧空气燃烧的一些优点，如节能、环保、利于大型化生产，并且避免硫化氢焚烧炉超温。

本发明提供一种含硫化氢酸性气富氧空气焚烧生产硫酸的方法，包括以下步骤：

(a)通过硫化氢焚烧炉一端(即炉头)壁上至少一个燃烧器将一次富氧空气(也称一次风)和含硫化氢酸性气一起送入炉内，控制所述含硫化氢酸性气与所述一次风的流量比，以便使所述一次风提供的氧不足以使所述含硫化氢酸性气完全燃烧；

(b)通过至少一个富氧空气喷枪将二次富氧空气(也称二次风)喷入所述硫化氢焚烧炉内，以便补充一次风气流，从而提供足以使所述含硫化氢酸性气完全燃烧所需的氧；

(c)所述富氧空气中氧的体积分数至少为22％，所述富氧空气由从空气中分离出来的纯的或不纯的氧气流形成，或普通空气与所述纯的或不纯的氧气流的混合物形成；所述的含硫化氢酸性气H₂S体积分数在20％及以上，其来源包括但不仅限于石油炼制、天然气净化及炼焦、煤气化、石油加工等过程；

(d)所述含硫化氢酸性气与所述富氧空气在所述硫化氢焚烧炉内燃烧，从所述硫化氢焚烧炉出来炉气首先进废热锅炉回收热能，降温后的气体进净化系统净化除雾后再进入干燥塔用浓硫酸干燥，最后进入转化系统和吸收系统，经过两次转化、两次吸收生成硫酸等产品(产品包括但不仅限于质量分数93％、98％硫酸、发烟硫酸、液体二氧化硫和液体三氧化硫)，尾气通过烟囱排入大气。

一般地，本发明的方法通过以下优选方案来实现：

(1)所述含硫化氢酸性气焚烧过程中，包括至少1台硫化氢焚烧炉、至少1台硫化氢燃烧器、至少1台硫化氢风机、至少1台空气风机、至少1台硫化氢缓冲罐，所述富氧空气总流量根据含硫化氢酸性气中硫化氢浓度和富氧空气氧浓度调节，所述富氧空气加入方式包括但不仅限于一次风和二次风，也可以在干燥塔前补充富氧空气或者是普通空气，目的是保证进转化器气体中氧与二氧化硫体积分数比值(通常称氧硫比)大于或等于0.9；

(2)所述的废热回收过程中，包括至少1台火管废热锅炉及配套管线，从除氧器出来的锅炉给水经转化系统的热管省煤器预热后进入废热锅炉汽包，一部分锅炉给水通过下降管进入所述硫化氢焚烧炉内冷却水管，利用所述含硫化氢酸性气和富氧空气燃烧释放的热量加热冷却水管中的锅炉给水，受热的锅炉给水以汽水混合物的形态通过导汽管返回硫化氢焚烧炉后所述废热锅炉汽包。另一部分锅炉给水进入所述废热锅炉壳程用以冷却所述硫化氢焚烧炉出来的800～1200℃的高温炉气，受热的锅炉给水以汽水混合物的形态通过导汽管返回所述废热锅炉汽包。汽包内产生的中压饱和蒸汽进入所述转化系统中的高温过热器，被高温转化气过热生成3.5～4.5MPa中压过热蒸汽，该中压过热蒸可用于驱动汽轮机进行发电，或者是代替电动机驱动二氧化硫风机和/或空分装置压缩机；

(3)所述的气体净化过程中，气体依次进冷却塔(包括但不仅限于空塔、文丘里洗涤器、动力波洗涤器和湍冲洗涤器)、洗涤塔(包括但不仅限于填料塔、动力波洗涤器和湍冲洗涤器)，用质量分数20％及以上的稀硫酸洗涤降温，随后气体进入至少一级电除雾器除雾。净化系统过程产生的热量由换热设备(包括但不仅限于稀硫酸板式换热器、管壳式换热器和间冷器)移入循环冷却水中；

(4)所述的气体净化过程中排出的质量分数20％及以上的稀硫酸直接送入后续干燥吸收系统用作工艺补充水；

(5)所述的二氧化硫气体干燥过程中，包括1台干燥塔、1台干燥塔酸槽、1台循环酸泵和1台酸冷却器及管线，用质量分数93％～96％的浓硫酸干燥所述二氧化硫气体，如有需要，干燥塔前可以补充富氧空气或普通空气；

(6)所述的二氧化硫转化系统中，包括1台二氧化硫风机、1台至少4段床层转化器、至少4台外置或内置换热器、至少1台热管省煤器、至少1台热管锅炉或空气预热器及相关管线；

(7)进转化器气体二氧化硫体积分数在9％～14％采用II V-IIIIV“3+2”两次转化换热工艺，转化器一至四段床层装填普通钒催化剂，五段床层全部或部分装填含铯催化剂，转化器一段出口设置所述高温过热器，III换热器出口设置所述热管省煤器，V换热器出口设置热管锅炉直接生产低压饱和蒸汽或设置空气预热器加热进所述硫化氢焚烧炉富氧空气；

(8)进转化器气体二氧化硫体积分数在14％～18％时采用高浓度二氧化硫转化工艺，或者是用空气将气体二氧化硫浓度稀释至12％～14％，再采用上述II V-IIIIV“3+2”两次转化换热工艺；

(9)所述高浓度二氧化硫转化工艺转化器一段和五段床层全部或部分装填含铯催化剂，二至四段床层装填普通钒催化剂。转化器三段出口部分三氧化硫气体用高温循环风机引至转化器一段进口，以抑制二氧化硫氧化反应；

(10)所述三氧化硫吸收系统中，包括2台吸收塔、至少1台吸收塔酸槽、至少1台循环酸泵、至少1台酸冷却器及管线。

为了实现上述目的，本发明实施例还提供一种含硫化氢酸性气富氧空气焚烧生产硫酸的装置，包括：

(a)硫化氢焚烧炉，所述硫化氢焚烧炉为卧式钢制圆筒内衬三氧化二铝含量大于95％的刚玉材质耐火砖，所述硫化氢焚烧炉与一个含硫化氢酸性气源、一个一次风源和一个二次风源相连，所述硫化氢焚烧炉设置有混合燃烧器、冷却水管层、二次风口、汽水混合物出口、炉气出口及配套控制系统；

(b)在所述混合燃烧器内夹套中，含硫化氢酸性气和一次风混合后以一定角度喷入炉内燃烧，锅炉给水从混合燃烧器外夹套进入所述硫化氢焚烧炉内冷却水管中；

(c)所述冷却水管必须能耐受高温，最好采用最高可耐受1200～1250℃的高温镍基合金或CrMoV高温钢材质；

(e)物料从炉头到出口单向流动，利用控制系统调节进入硫化氢焚烧炉内含硫化氢酸性气、一次风和二次风流量，使得使用一次风不足以使含硫化氢酸性气完全燃烧，利用二次风使炉气出口含硫化氢酸性气完全燃烧；

(f)废热锅炉，所述废热锅炉为自然循环火管锅炉，汽包结构上类似于硫铁矿制酸的废热锅炉，汽包设置两路下降管和导汽管，一路与所述硫化氢焚烧炉内冷却水管相连，一路与所述废热锅炉壳程相连；

本发明提供的含硫化氢酸性气富氧空气焚烧生产硫酸的方法和装置，通过使用富氧空气焚烧含硫化氢酸性气，生成的较高浓度的二氧化硫气体经废热锅炉、净化系统降温及除水后，再经两次转化、两次吸收生产硫酸产品，并副产中、低压蒸汽。由于充分回收了焚烧和转化系统的高、中温位废热，制酸装置废热回收效率大幅度提高，硫化氢焚烧更完全，尾气二氧化硫和氮氧化物含量明显减少、基本上无废酸、废水和废渣排放。在清洁化处理含硫化氢酸性气的同时，体现了硫酸装置高效、节能、环保的优越性能。

附图说明

图1为本发明含硫化氢酸性气富氧空气焚烧生产硫酸的方法实施例一的工艺流程图；

图2为本发明含硫化氢酸性气富氧空气焚烧生产硫酸的方法实施例一中焚烧系统详细工艺流程图；

图3为本发明含硫化氢酸性气富氧空气焚烧生产硫酸的方法实施例一中净化系统详细工艺流程图；

图4为本发明含硫化氢酸性气富氧空气焚烧生产硫酸的方法实施例一中转化干吸系统一详细工艺流程图；

图5为本发明含硫化氢酸性气富氧空气焚烧生产硫酸的方法实施例一中转化干吸系统二详细工艺流程图。

具体实施方式

下面结合附图和具体实施例进一步说明本发明实施例的技术方案。

图1为本发明含硫化氢酸性气富氧空气焚烧生产硫酸的方法实施例一的工艺流程图，如图1所示，该方法包括：

步骤101，将含硫化氢酸性气和富氧空气在硫化氢焚烧炉内燃烧，燃烧后排出炉气。利用所述含硫化氢酸性气和富氧空气燃烧释放出的热量对所述硫化氢焚烧炉内设置的冷却水管中的锅炉给水加热；来自所述锅炉汽包的锅炉给水经所述冷却水管加热后返回汽包。

所述含硫化氢酸性气和富氧空气按一定配比送入所述硫化氢焚烧炉，该配比的原则是保证所述硫化氢焚烧炉出口炉气中氧硫比在0.9～1.4范围内。

所述含硫化氢酸性气和富氧空气燃烧生成二氧化硫的同时产生很大的热量，并且使得硫化氢焚烧炉内温度很高。本发明通过设置冷却水管加热锅炉给水的方式连续不断地将热能移出所述硫化氢焚烧炉，既可以避免炉子超温，又回收大量热能生产蒸汽，同时控制所述硫化氢焚烧炉出口气体温度在800～1200℃范围内，特别是，炉子操作温度保持在1000～1100℃范围内。

步骤102，从废热锅炉出来的300～350℃高温炉气进入净化系统，在净化系统内炉气用稀硫酸冷却降温除热，炉气中的大部分水分被冷却除下，由于炉气中不含砷、氟、烟尘等杂质，因此净化系统无需设置斜管沉降器、脱气塔及污酸处理系统，整个流程更为简单，并且循环酸浓度可以适当提高至20％～30％。净化系统排出的稀硫酸依可全部直接送入干燥塔酸循环槽中用作工艺补充水。

整个净化系统由1台冷却塔、1台洗涤塔、1台换热设备、2台酸循环槽、2台酸循环泵和至少一级电除雾器组成。其中的冷却塔可以是空塔、文丘里洗涤器、动力波洗涤器和湍冲洗涤器，洗涤塔可以是填料塔、动力波洗涤器和湍冲洗涤器，换热设备可以是稀硫酸板式换热器、管壳式换热器和间冷器。

步骤103，从所述电除雾器出来的二氧化硫气体进干燥塔用浓硫酸干燥后由二氧化硫风机送入一个4段或5段床层转化器，经过两次转化、两次吸收后的尾气经烟囱排入大气。

所述干燥塔用浓硫酸干燥，如有需要，可以从干燥塔出口抽部分二氧化硫气体生产液体二氧化硫。从干燥塔酸循环槽引出质量分数93％的成品酸。

出干燥塔气体由二氧化硫风机送入转化器一段进口，经催化剂催化氧化反应后，所述转化器一段出口气体经换热器或高温过热器降温后进入转化器二段反应，二段出口气体经换热器降温后进入转化器三段反应，三段出口气体经换热器和省煤器降温后进入第一吸收塔(也称一吸塔)，用质量分数98％的浓硫酸吸收一次转化气中的三氧化硫；如有需要，抽部分一次转化气进发烟硫酸吸收塔生产发烟硫酸。出一吸塔和发烟硫酸吸收塔(如果存在)的气体经换热器升温后进入所述4段转化器的四段或所述5段转化器的四至五段催化剂床层继续催化氧化反应，出最后一段床层的二次转化气送入第二次吸收塔(二吸塔)，用质量分数98％的浓硫酸吸收所述一次转化气中的三氧化硫，出二吸塔气体进烟囱排入大气。从二吸塔酸循环槽引出质量分数98％的成品酸，从发烟硫酸吸收塔循环槽引出质量分数98％的成品发烟硫酸。

下面通过图2、图3、图4和图5详细描述本发明提供的含硫化氢酸性气富氧空气焚烧生产硫酸的方法。图2为本发明含硫化氢酸性气富氧空气焚烧生产硫酸的方法实施例一中焚烧系统详细工艺流程图，图3为本发明含硫化氢酸性气富氧空气焚烧生产硫酸的方法实施例一中净化系统详细工艺流程图，图4为本发明含硫化氢酸性气富氧空气焚烧生产硫酸的方法实施例一中转化干吸系统一详细工艺流程图，图5为本发明含硫化氢酸性气富氧空气焚烧生产硫酸的方法实施例一中转化干吸系统二详细工艺流程图。如图2、图3、图4和图5所示，该方法包括：

图2中，含硫化氢酸性气由硫化氢风机送入缓冲罐，在缓冲罐内气体减压至2.0kPa左右，然后在燃烧器内夹套内与一定量的一次风(燃烧反应理论耗氧量的80％左右)混合后通过喷嘴在硫化氢焚烧炉内燃烧。其余富氧空气流(按硫化氢焚烧炉出口氧硫比确定过剩空气量)作为二次风从炉子后部二次风口补入，以保证含硫化氢酸性气完全燃烧。

所述含硫化氢酸性气中硫化氢体积分数在20％及以上，所述的富氧空气氧体积分数在22％及以上，根据含硫化氢酸性气中硫化氢浓度高低，在满足焚烧炉热平衡的前提下，确定最优富氧空气氧浓度、硫化氢焚烧炉出口炉气中氧硫比及冷却水管移热负荷。比如，含硫化氢酸性气中硫化氢体积分数在20％～35％时，宜选择较高的氧浓度(如50％)、较低的氧硫比(如0.9～1.0)；含硫化氢酸性气中硫化氢体积分数在90％时，宜选择较低的氧浓度(如30％)、较高的氧硫比(如1.2)。

从除氧器出来104℃左右的锅炉给水经转化系统热管省煤器预热至190℃左右，随后送入锅炉汽包，一路锅炉给水由下降管引入燃烧器外夹套内，由此进入硫化氢焚烧炉内冷却水管，将焚烧炉内燃烧热连续不断地移出，出冷却水管的汽水混合物由导汽管返回锅炉汽包。另一路锅炉给水由下降管引入废热锅炉，用以将硫化氢焚烧炉出口1000～1100℃高温炉气冷却至300～350℃，加热后的锅炉给水由导汽管返回锅炉汽包。汽包内产生的3.5～4.5MPa中压饱和蒸汽进入所述转化系统中的高温过热器，被高温转化气过热后生成中压过热蒸汽。该中压过热蒸汽可用于驱动汽轮机发电，或者是代替电动机驱动二氧化硫风机和/或空分装置压缩机。

所述冷却水管移热负荷(包括冷却水管数量及锅炉给水流量)由焚烧炉内燃烧热量决定，原则是确保炉内操作温度在1000～1100℃。

图3中，从废热锅炉出来的300～350℃炉气进入净化系统，炉气进冷却塔用质量分数20％及以上浓度稀硫酸洗涤，炉气绝热降温，将水蒸发为蒸汽进入炉气中，炉气随后进入洗涤塔用质量分数20％及以上浓度的稀硫酸洗涤降温至35℃左右，随后气体进入至少一级电除雾器除雾。净化过程产生的热量由稀酸板式换热器移入循环冷却水中。冷却塔出来的质量分数20％～30％的稀硫酸全部直接送入干燥塔酸循环槽中用作工艺补充水。

图4中，进干燥塔气体用质量分数93％～96％浓硫酸干燥，干燥后气体由二氧化硫风机送入转化器。来自净化系统的稀硫酸加入干燥塔酸槽中，由于该稀硫酸吸收部分二氧化硫气体，因此设置脱气塔用空气将二氧化硫脱出，脱出的气体进入干燥塔出口管道中。

转化器一段进口气体二氧化硫体积分数在9％～14％、气体氧硫比在0.9～1.4、气体温度在380～430℃；转化系统可采用“3+1”4段转化器或“3+2”5段转化器，鉴于硫酸工业新的污染物排放标准将尾气二氧化硫浓度最高限值定为400mg/m³，相应进转化器气体二氧化硫体积分数12％～13％时，二氧化硫总转化率要达到99.9％以上，因此采用总转化率更高的“3+2”5段转化器，转化器一至四段床层装填普通钒催化剂，五段床层全部装填含铯催化剂。为了最大限度地回收转化系统热能，采用了II V-IIIIV“3+2”转化工艺流程，在转化器一段出口设置所述高温过热器，III换热器出口设置热管省煤器，V换热器出口设置热管锅炉直接生产1.0MPa左右的低压饱和蒸汽。二氧化硫风机来的气体依次经II换热器和V换热器预热升温至425℃左右进转化器一段反应，一段出口高温气体进入高温过热器过热来自锅炉汽包的中压饱和蒸汽，气体降温至440℃左右进入二段床层反应，二段出口气体进II换热器换热降温至440℃左右后进入三段床层反应，三段出口气体依次进III换热器和热管省煤器降温至160～180℃，进一吸塔吸收。一吸塔出来的气体依次进III换热器和IV换热器预热升温至430℃左右进入四段床层反应，四段出口气体进IV换热器换热降温至390℃左右后进入五段床层反应，五段出口气体依次进V换热器和热管锅炉降温至150～160℃进入二吸塔。

吸收系统采用高温吸收工艺、泵后冷却串酸流程。一吸塔和二吸塔均用质量分数98％浓硫酸吸收，因此可以共用酸槽和酸泵。如果有需要，与一吸塔并列设置发烟硫酸塔，用游离三氧化硫质量分数20％的发烟硫酸吸收，一次转化气分两路，一路进一吸塔吸收，一路进发烟硫酸塔吸收，进塔气温控制在160～180℃，以防止露点腐蚀。二次转化气进二吸塔气温控制在150～160℃，以防止露点腐蚀。

图5中，转化器一段进口气体二氧化硫体积分数在14％～18％、气体氧硫比在0.9～1.4、气体温度在380～400℃，转化系统采用“3+2”5段转化器，一段和五段床层全部或部分装填含铯催化剂，二至四段床层装填普通钒催化剂。二氧化硫风机来的气体依次经V换热器和I换热器预热升温至380～400℃进转化器一段反应，一段出口高温气体进I换热器换热降温至440℃左右进入二段床层反应，二段出口气体进II换热器换热降温至440℃左右后进入三段床层反应，三段出口气体进1^#热管锅炉降温后，排出的三氧化硫气体一路由高温循环风机引至转化器一段进口，以防止转化器一段床层催化剂超温；另一路气体依次进1^#热管省煤器和III换热器降温至160～180℃，进一吸塔吸收。一吸塔排出的气体依次进III换热器、IV换热器和II换热器预热升温至425℃左右进入四段床层反应，四段出口气体进IV换热器换热降温至390℃后进入五段床层反应，五段出口气体依次进2^#热管锅炉、2^#热管省煤器和V换热器降温至150～160℃进入二吸塔。

在某些情况下，使用高浓度富氧空气焚烧时进转化器气体二氧化硫体积分数超过18％，可以考虑在干燥塔前补充富氧空气或普通空气将进转化器气体二氧化硫体积分数降至18％，如果是尾气中氧浓度高于普通空气，可以按图5虚线所示，将部分尾气循环返回干燥塔后二氧化硫风机前的管道。

下面用实例描叙本发明，但本发明不局限于这些实例，在这些实例中：按照本发明的方法处理含有所示量的下列组分含硫化氢酸性气：

组分体积分数，％

硫化氢 66.0

二氧化碳 20.0

氮气 10.0

有机物 3.0

氨 1.0

例1。进硫化氢焚烧炉的25℃含硫化氢酸性气气体流量5000m³/h，进入焚烧炉氧体积分数30％的富氧空气(25℃)气体总流量为28050m³/h(硫化氢焚烧炉出口气体氧硫比0.9)。燃烧器是在低于按理论配比的氧的情况下提供按理论配比需要氧量的80％，即达到使含硫化氢酸性气完全燃烧需要总氧量的80％，一次风流量14700m³/h，二次风流量13350m³/h(二次风占到总风量的47.6％)。出焚烧炉气体温度在1050℃左右，组分为SO₂体积分数10.3％、O₂体积分数9.3％、H₂O体积分数12.2％、CO₂+N₂体积分数68.2％。冷却水管移热负荷约为29.2GJ/h，废热锅炉产3.82MPa、450℃中压过热蒸汽约21.5t/h，净化系统外排质量分数20％稀硫酸1.1t/h。进转化器气体组分为SO₂体积分数11.7％、O₂体积分数10.5％、CO₂+N₂体积分数77.8％。采用如图4所示转化干吸工艺，SO₂总转化率99.9％、SO₃总吸收率99.99％，尾气中SO₂浓度400mg/m³。

例2。进硫化氢焚烧炉的25℃含硫化氢酸性气气体流量5000m³/h，进入焚烧炉氧体积分数30％的富氧空气(25℃)气体总流量为31270m³/h(硫化氢焚烧炉出口气体氧硫比1.2)。燃烧器是在低于按理论配比的氧的情况下提供按理论配比需要氧量的80％，即达到使含硫化氢酸性气完全燃烧需要总氧量的80％，一次风流量14700m³/h，二次风流量16570m³/h(二次风占到总风量的53.0％)。出焚烧炉气体温度在1050℃左右，组分为SO₂体积分数9.4％、O₂体积分数11.2％、H₂O体积分数11.0％、CO₂+N₂体积分数68.4％冷却水管移热负荷约为32.8GJ/h，废热锅炉产3.82MPa、450℃中压过热蒸汽约24t/h，净化系统外排质量分数20％稀硫酸1.3t/h。进转化器气体组分为SO₂体积分数10.5％、O₂体积分数12.6％、CO₂+N₂体积分数76.9％。采用如图4所示转化干吸工艺，SO₂总转化率99.93％、SO₃总吸收率99.99％，尾气中SO₂浓度250mg/m³。

例3。进硫化氢焚烧炉的25℃含硫化氢酸性气气体流量5000m³/h，进入焚烧炉氧体积分数40％的富氧空气(25℃)气体总流量为23460m³/h(出焚烧炉气体氧与二氧化硫体积分数比1.2)。燃烧器是在低于按理论配比的氧的情况下提供按理论配比需要氧量的80％，即达到使含硫化氢酸性气完全燃烧需要总氧量的80％，一次风流量11030m³/h，二次风流量12430m³/h(二次风占到总风量的53.0％)。出焚烧炉气体温度在1050℃左右，组分为SO₂体积分数12.0％、O₂体积分数14.4％、H₂O体积分数14.2％、CO₂+N₂体积分数59.4％。冷却水管移热负荷约为45.0GJ/h，废热锅炉产3.82MPa、450℃中压过热蒸汽约25.5t/h，净化系统外排质量分数20％稀硫酸0.9t/h。进转化器气体组分为SO₂体积分数14.0％、O₂体积分数16.8％、CO₂+N₂体积分数69.2％。采用如图所示转化干吸工艺，SO₂总转化率99.93％、SO₃总吸收率99.99％，尾气SO₂浓度355mg/m³。

例4。进硫化氢焚烧炉的25℃含硫化氢酸性气气体流量5000m³/h，进入焚烧炉氧体积分数50％的富氧空气(25℃)气体总流量为19410m³/h(硫化氢焚烧炉出口气体氧硫比1.3)。燃烧器是在低于按理论配比的氧的情况下提供按理论配比需要氧量的80％，即达到使含硫化氢酸性气完全燃烧需要总氧量的80％，一次风流量8820m³/h，二次风流量10590m³/h(二次风占到总风量的54.6％)。出焚烧炉气体温度在1050℃左右，组分为SO₂体积分数14.2％、O₂体积分数18.5％、H₂O体积分数16.8％、CO₂+N₂体积分数50.5％。冷却水管移热负荷约为51.3GJ/h，废热锅炉产3.82MPa、450℃中压过热蒸汽约26t/h，净化系统外排质量分数20％稀硫酸0.8t/h。进转化器气体组分为SO₂体积分数17％、O₂体积分数22％、CO₂+N₂体积分数61％。采用如图5所示转化吸收工艺，SO₂总转化率99.95％、SO₃总吸收率99.99％，尾气中SO₂浓度325mg/m³。

例5。进硫化氢焚烧炉的25℃含硫化氢酸性气气体流量5000m³/h，进入焚烧炉氧体积分数90％的富氧空气(25℃)气体总流量为9710m³/h(出焚烧炉气体氧与二氧化硫体积分数比1.0)。燃烧器是在低于按理论配比的氧的情况下提供按理论配比需要氧量的80％，即达到使含硫化氢酸性气完全燃烧需要总氧量的80％，一次风流量4900m³/h，二次风流量4810m³/h(二次风占到总风量的49.5％)。出焚烧炉气体温度在1050℃左右，组分为SO₂体积分数23.0％、O₂体积分数23.0％、H₂O体积分数27.2％、CO₂+N₂体积分数26.8％。冷却水管移热负荷约为84.6GJ/h，废热锅炉产3.82MPa、450℃中压过热蒸汽约28t/h，净化系统外排质量分数20％稀硫酸0.8t/h。将60％的尾气循环进入SO₂风机前管道，调整进转化器气体组分为SO₂体积分数18％、O₂体积分数30％、CO₂+N₂体积分数52％。采用如图5所示转化吸收工艺，SO₂总转化率99.96％、SO₃总吸收率99.99％，尾气中SO₂浓度282mg/m³，O₂体积分数29％。

本发明实施例中，含硫化氢酸性气富氧空气焚烧制硫酸装置二氧化硫总转化率达到99.9％以上、SO₃总吸收率在99.99％，排放尾气SO₂浓度低于400mg/m³，酸性废水全部得到回收利用，无废水、废渣排放。

本发明实施例提供的含硫化氢酸性气富氧空气焚烧生产硫酸方法，针对不同浓度含硫化氢酸性气选择合适富氧空气浓度和出硫化氢焚烧炉气体氧硫比，在满足焚烧炉和转化器热平衡的前提下最大限度地回收高、中温废热。通过设置冷却水管加热锅炉给水的方式调节焚烧炉温度，控制炉温的同时减少氮氧化物的生成量。

本发明实施例中的废热回收系统包括硫化氢焚烧炉内冷却水管组、废热锅炉及热管锅炉和热管省煤器，通过预热锅炉给水和直接用锅炉给水生产蒸汽的方式回收绝大部分热能，生产3.5～4.5MPa中压过热蒸汽和0.5～1.0MPa低压饱和蒸汽；中压过热蒸汽用于驱动驱动汽轮机发电，或者是代替电动机驱动二氧化硫风机和/或空分装置压缩机。

本发明实施例中的转化系统工艺流程有两种，为了实现高浓度二氧化硫气体的高转化率，均采用了“3+2”5段转化器和部分铯催化剂，通过调配换热器和热回收设备配置，满足高二氧化硫转化率和高热能回收率的要求。

最后应说明的是：以上实施例仅用以说明本发明的技术方案，而非对其限制；尽管参照前述实施例对发明进行了详细的说明，本领域的普通技术人员应当理解：其依然可以对前述各实施例所记载的技术方案进行修改，或者对其中部分技术特征进行等同替换；而这些修改或替换，并不使技术方案的本质脱离本发明各实施例技术方案的精神和范围。

Claims

1.含硫化氢酸性气富氧空气焚烧生产硫酸的方法，其特征在于，包括以下连续步骤：

(a)通过硫化氢焚烧炉一端炉头壁上至少一个燃烧器将一次富氧空气和含硫化氢酸性气一起送入炉内，控制所述含硫化氢酸性气与所述一次富氧空气的流量比，以便使所述一次富氧空气提供的氧不足以使所述含硫化氢酸性气完全燃烧；所述一次富氧空气量按所述含硫化氢酸性气中可燃烧成分燃烧反应理论耗氧量的70％～90％；

(b)通过至少一个富氧空气喷枪将二次富氧空气喷入所述硫化氢焚烧炉内，以便补充富氧空气气流，从而提供足以使所述含硫化氢酸性气完全燃烧所需的氧；控制进所述硫化氢焚烧炉富氧空气总流量，使得出所述硫化氢焚烧炉气体氧气与二氧化硫体积分数比值在0.9～1.4范围内；

(d)所述含硫化氢酸性气与所述富氧空气在所述硫化氢焚烧炉内燃烧，从所述硫化氢焚烧炉出来炉气首先进废热锅炉回收热能，降温后的气体进净化系统净化除雾后再进入干燥塔用浓硫酸干燥，最后进入转化系统和吸收系统，经过两次转化、两次吸收生成硫酸等产品，产品包括但不仅限于质量分数93％、98％硫酸、发烟硫酸、液体二氧化硫和液体三氧化硫，尾气通过烟囱排入大气。

2.根据权利要求1所述含硫化氢酸性气富氧空气焚烧生产硫酸的方法，其特征在于，所述硫化氢焚烧炉包括：至少一个带内外夹套的混合燃烧器、一个冷却水管层、至少一个二次富氧空气进口、一个炉气出口及至少一个锅炉给水出口；其中所述混合燃烧器中，所述含硫化氢酸性气和一次富氧空气混合后由所述混合燃烧器内夹套一起送入所述硫化氢焚烧炉内燃烧，来自所述废热锅炉汽包的锅炉给水由所述混合燃烧器外夹套送入所述硫化氢焚烧炉内所述冷却水管内；所述冷却水管内锅炉给水受热以汽水混合物的形态从所述硫化氢焚烧炉后部的所述锅炉给水出口排出，再经导汽管进入所述废热锅炉汽包；由富氧空气风机出口引出的部分富氧空气作为二次富氧空气由所述二次富氧空气进口送入所述硫化氢焚烧炉，在所述硫化氢焚烧炉出口形成基本不含可燃性气体的炉气；所述炉气由所述炉气出口进入所述废热锅炉烟道入口，所述硫化氢焚烧炉排出炉气温度800～1200℃，所述硫化氢焚烧炉排出炉气氧气与二氧化硫体积分数比值在0.9～1.4范围内。

3.根据权利要求1的方法，其特征在于，所述净化系统至少一级电除雾器，冷却塔排出的稀硫酸质量分数在20％及以上，直接送入干燥塔酸槽用作工艺补充水，稀硫酸中溶解的二氧化硫在干燥系统脱气塔脱出。

4.根据权利要求1的方法，其特征在于，所述转化系统至少一个转化器、至少4个内置或外置换热器；所述转化器至少4段床层，进转化器气体温度在350～450℃、气体中氧气与二氧化硫体积分数比值在0.9～1.4范围内。

5.根据权利要求2的方法，其特征在于，所述冷却水管、废热锅炉及汽包、导汽管为高温位废热回收系统的一部分，除氧器来的锅炉给水经转化系统所述热管省煤器预热后进入所述汽包，所述汽包中的锅炉给水一路由下降管经所述混合燃烧器外夹套引入所述冷却水管，另一路由所述下降管引入所述废热锅炉壳程以冷却炉管内的高温炉气，受热产生的锅炉给水以汽水混合物的形态经所述导汽管返回所述锅炉汽包。

6.根据权利要求2的方法，其特征在于，沿耐火砖内壁布置至少一圈所述冷却水管，所述冷却水管采用高温镍基合金或CrMoV高温钢材质，所述冷却水管内的锅炉给水由炉头流向炉尾，与炉内燃烧气体顺流接触；

7.根据权利要求4的方法，其特征在于，所述转化器进口气体二氧化硫体积分数在大于或等于9％、小于14％范围内，所述转化器采用“3+2”5段床层，所述转化系统采用II V-IIIIV“3+2”两次转化换热流程，所述转化器一至四段床层装填普通钒催化剂，五段床层全部或部分装填含铯催化剂；所述转化器一段床层出口设置高温过热器，二段床层出口设置II换热器，三段床层出口依次设置III换热器和热管省煤器，四段床层出口设置IV换热器，五段床层出口依次设置V换热器和热管锅炉；二氧化硫风机排出的气体依次进所述II换热器和所述V换热器预热升温后进所述转化器一段床层反应，所述一段床层出口高温气体进入所述高温过热器过热来自所述锅炉汽包的中压饱和蒸汽，气体降温后进入所述二段床层反应，所述二段床层出口气体进所述II换热器换热降温后进入所述三段床层反应，所述三段床层出口气体依次进所述III换热器和所述热管省煤器降温后进入一吸塔吸收。所述一吸塔出来的气体依次进所述III换热器和所述IV换热器预热升温后进入所述四段床层反应，所述四段床层出口气体进所述IV换热器换热降温后进入五段床层反应，所述五段床层出口气体依次进所述V换热器和所述热管锅炉降温后进入二吸塔。

8.根据权利要求4的方法，其特征在于，所述转化器进口气体二氧化硫体积分数在大于或等于14％、小于或等于18％范围内，所述转化器采用所述“3+2”5段床层转化器，所述转化器一段和五段床层全部或部分装填含铯催化剂，二至四段床层装填普通钒催化剂；所述转化器一段床层出口设置I换热器，二段床层出口设置II换热器，三段床层出口依次设置1^#热管锅炉、1^#热管省煤器和III换热器，四段床层出口设置IV换热器，五段床层出口依次设置2^#热管锅炉、3^#热管省煤器和V换热器；所述二氧化硫风机排出的气体依次进所述V换热器和所述I换热器预热升温后进所述转化器一段床层反应，所述一段床层出口高温气体进所述I换热器换热降温后进入所述二段床层反应，所述二段床层出口气体进所述II换热器换热降温后进入所述三段床层反应，所述三段床层出口气体进所述1^#热管锅炉降温后，一路三氧化硫气体由高温循环风机引至所述转化器一段床层进口，另一路气体依次进所述1^#热管省煤器和所述III换热器降温后进一吸塔吸收。一吸塔出来的气体依次进所述III换热器、所述IV换热器和所述II换热器预热升温后进入所述四段床层反应，所述四段床层出口气体进所述IV换热器换热降温后进入所述五段床层反应，所述五段床层出口气体依次进所述2^#热管锅炉、所述2^#热管省煤器和所述V换热器降温后进入二吸塔。

9.根据权利要求4的方法，其特征在于，所述转化器进口气体二氧化硫体积分数在18％以上、并且二吸塔排出尾气氧气体积分数需大于21％时，将所述尾气部分循环至所述二氧化硫风机前管道，通过所述尾气将所述转化器进口气体稀释至二氧化硫体积分数18％及以下进行转化操作，尾气循环量占尾气总量的40％～80％。