CN117623334A - 一种氨氧化法制备液体hcn的方法及反应气吸收系统 - Google Patents
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Abstract
本发明公开了一种氨氧化法制备液体HCN的方法及反应气吸收系统，其制备过程为：将反应气通入吸收装置进行HCN、NH3、H2O的全吸收，接着将吸收富液送入精馏装置进行解析和精馏，得到液体HCN和吸收贫液，回收液体HCN，并将部分吸收贫液返回，与硫酸混合形成含硫酸溶液。本发明的工艺方法与现有工艺相比，一步完成全吸收，然后再精馏得到液体HCN，工艺流程短、设备较少、投资较低、运行更为稳定和安全，总能耗更低。
Description
技术领域
本发明属于化合物制备技术领域，涉及小分子化合物的生产，具体涉及一种氨氧化法制备液体HCN的方法及反应气吸收系统。
背景技术
氢氰酸是一种重要的化工原料，用途十分广泛。氢氰酸是剧毒化学品，无法运输，氢氰酸的合成与下游产品自我配套。氢氰酸主要合成方法包括：丙烯腈副产法、天然气氨氧化法、轻油裂解法、甲醇氨氧化法、甲酰胺脱水法等。
天然气氨氧化法合成HCN技术成熟，在全球合成HCN中，总量占比最大约60％，单套装置达到10万吨/年以上，在国内最大产业化规模3万吨/年以上，经济技术指标最具竞争力的氢氰酸生产方法。甲醇氨氧化法合成HCN，国内产业发展很快，有30余套生产装置，最大单套产能2.5万吨/年，总产能30万吨/年，因其催化剂性能稳定提高，甲醇原料易得，生产条件温和，氢氰酸收率高，具有明显的成本优势，已经成为竞争力较强的氢氰酸生产方法。
天然气氨氧化法或是甲醇氨氧化法合成HCN，其反应气含有HCN、NH3、H2O和惰性气体。现有制备液体HCN的方法，先用硫酸脱氨形成硫酸铵溶液，并脱除硫酸铵溶液中溶解的HCN，然后用水吸收HCN，再解析精馏生产液体HCN，同时排出硫酸铵溶液平衡吸收液，避免吸收液的HCN低聚物累积而诱导HCN的聚合加剧。一类典型的制备液体HCN的工艺包括硫酸脱氨、HCN解析、HCN吸收、HCN精馏以及低温富液与高温贫液的换热等步骤，如图3所示。
目前所有公开的反应气吸收方法都是对氨与水、HCN进行分别吸收，氨吸收剂分为两种，一是磷酸二氢铵吸收氨后生成磷酸一氢铵，另一种是硫酸吸收氨生成硫酸铵，例如专利文献CN107500313A所公开的方法。现有HCN精制工艺源引国外技术，使用时间较长，工艺较为成熟稳定；且对于大型工艺设备，不轻易改变反应结构和工艺；此外，现有技术一般认为，在使用硫酸对氨进行吸收时，生成的硫酸铵可能对HCN的物理吸收有负面影响，因此不会想到将反应气中的HCN、NH3、H2O采用一步吸收处理。然而，将反应气中氨吸收成硫酸铵溶液，需进行HCN解析，脱除硫铵溶液中的HCN；含HCN蒸汽再次进入系统，消耗蒸汽的同时又增加了HCN吸收能耗；反应气中少部分的水随硫酸铵溶液外排，大部分进入精馏贫液从HCN精馏塔连续外排，增加了精馏贫液的处理量。在倡导节能降耗工艺的发展趋势下，现有技术对氨氧化法合成HCN反应气的处理工艺不够简短、经济。
发明内容
有鉴于此，本发明的目的之一在于提供一种氨氧化法制备液体HCN的方法，利用含硫酸溶液对反应气中HCN、NH3、H2O全吸收，将HCN溶解在水中，NH3与硫酸中和成稳定硫酸铵，H2O冷凝形成不断更新的溶剂，然后将HCN解析、精馏得到液体HCN和吸收贫液，部分吸收贫液补加硫酸后循环作为吸收剂，部分贫液从系统中连续排出以回收硫酸铵。
其技术方案如下：
一种氨氧化法制备液体HCN的方法，其关键在于步骤为：
反应气吸收：将含有HCN、NH3、H2O和惰性气体的反应气通入吸收装置，通入含硫酸溶液进行脱氨中和反应的同时，吸收H2O和HCN，生成吸收富液，所述吸收装置的尾气出口排出中和尾气；
解析精馏：将所述吸收富液送入精馏装置进行解析和精馏，得到液体HCN和吸收贫液；
吸收贫液处理：所述吸收贫液分为两部分，其中第一部分吸收贫液与硫酸混合形成所述含硫酸溶液后，一起通入所述吸收装置，其中第二部分吸收贫液回收硫酸铵。
作为优选，上述含硫酸溶液中游离硫酸的质量浓度为2-8％，所述含硫酸溶液温度为0-10℃，所述吸收富液的排出温度为10-40℃，所述吸收装置排出的中和尾气的温度为0-20℃。
作为优选，上述吸收装置排出的中和尾气的温度为5-15℃。
作为优选，上述吸收装置排出的中和尾气的温度为5-8℃。
作为优选，上述含硫酸溶液的温度为3-8℃，所述吸收富液的排出温度为10-30℃。
作为优选，上述第一部分吸收贫液与所述吸收富液在换热器中进行热交换后，所述第一部分吸收贫液再与硫酸混合，所述吸收富液再送入所述精馏装置。
作为优选，上述精馏装置内还通入酸性阻聚剂以抑制HCN的聚合反应。
作为优选，上述酸性阻聚剂为浓硫酸、SO2、浓醋酸和羟基乙酸中的任意一种。
作为优选，上述精馏装置为精馏塔，从所述精馏塔的中部通入所述吸收富液，从所述精馏塔塔顶通入所述酸性阻聚剂，所述液体HCN从所述精馏塔塔顶引出，所述吸收贫液从所述精馏塔塔底引出。
作为优选，上述精馏塔塔釜压力为常压，塔顶压力为80kpaA以上且不超过20kpaG；
所述吸收富液的进料温度为50-100℃，所述吸收富液中HCN质量含量为0.5-2.0％，所述精馏塔塔底排出的吸收贫液温度为80-120℃，所述吸收贫液中HCN质量含量小于0.05％；
所述精馏塔塔顶采出的液体HCN温度不高于-10℃，浓度为95.0-99.9％。
作为优选，上述精馏塔塔顶压力为80-100kpaA。
作为优选，上述吸收富液中HCN质量含量为1.0-1.5％。
作为优选，上述吸收富液的进料温度为70-90℃。
作为优选，精馏塔塔底排出的吸收贫液温度为90-110℃。
本发明的目的之二在于提供一种反应气吸收系统。
其技术方案如下：
一种反应气吸收系统，用于处理含有HCN、NH3、H2O和惰性气体的反应气，包括吸收装置、精馏装置，其特征在于：所述吸收装置设置有反应气入口、含硫酸溶液入口、吸收富液出口和尾气出口；
所述精馏装置设置有吸收富液入口、吸收贫液出口和液体HCN出口；
所述含硫酸溶液入口连接有硫酸供料装置，所述吸收富液出口连接所述吸收富液入口；
所述液体HCN出口连接液体HCN收集装置；
所述吸收贫液出口与所述含硫酸溶液入口连接，还连接有硫酸铵回收装置。
作为优选，上述反应气吸收系统还包括换热器，该换热器内设置有能够相互进行热交换的富液流道和贫液流道；
所述吸收富液出口经所述富液流道与所述吸收富液入口连接，所述吸收贫液出口经贫液流道与所述含硫酸溶液入口连接。
作为优选，上述尾气出口连接有尾气处理装置；
所述精馏装置为精馏塔，所述精馏塔的塔顶设置有所述液体HCN出口以及阻聚剂入口，所述精馏塔的中部设置有所述吸收富液入口，所述精馏塔的塔底设置有所述吸收贫液出口；
所述阻聚剂入口还连接有阻聚剂添加装置。
本发明的有益效果：本发明的工艺方法与现有工艺相比，一步完成全吸收，然后再精馏得到液体HCN，经工程模拟计算和实验研究发现，一步全吸收法，吸收溶液中生成的硫酸铵，并不影响HCN的吸收效果；工艺流程短、设备较少、投资较低、运行更为稳定和安全，总能耗更低。
附图说明
图1为生产系统的示意图；
图2为本发明方法的工艺流程图；
图3为现有技术的工艺流程图。
具体实施方式
以下结合实施例和附图对本发明作进一步说明。
实施例1
实施例1提供一种氨氧化法制备液体HCN的反应气吸收系统。
一种反应气吸收系统，用于处理含有HCN、NH3、H2O和惰性气体的反应气，包括吸收装置1、精馏装置3，吸收装置1设置有反应气入口、含硫酸溶液入口、吸收富液出口和尾气出口；精馏装置3设置有吸收富液入口、吸收贫液出口和液体HCN出口；含硫酸溶液入口连接有硫酸供料装置4，所述吸收富液出口连接所述吸收富液入口；液体HCN出口连接液体HCN收集装置7。
为减少硫酸铵溶液的处理量，吸收贫液出口与含硫酸溶液入口连接，还连接有硫酸铵回收装置8。
为提高系统的热利用率，反应气吸收系统还包括换热器2，该换热器2内设置有能够相互进行热交换的富液流道和贫液流道，两者流向相反。吸收富液出口经所述富液流道与所述吸收富液入口连接，所述吸收贫液出口经贫液流道与所述含硫酸溶液入口连接。
为控制返回至吸收装置1的吸收贫液温度，贫液流道的出口端与含硫酸溶液入口之间的管路上还设置有降温装置。降温装置可以是水冷降温装置，还可以进一步包括低温水冷装置。
具体地，吸收装置1可以是吸收塔，如填料塔、板式塔的一种或两者组合。尾气出口连接有尾气处理装置5，用于对尾气进行处理以达标排放。
具体地，本实施例中，精馏装置3为精馏塔，如填料塔、板式塔的一种或两者组合。精馏塔的塔顶设置有液体HCN出口以及阻聚剂入口，精馏塔的中部设置有吸收富液入口，精馏塔的塔底设置有吸收贫液出口。阻聚剂入口还连接有阻聚剂添加装置6。
基于上述反应气吸收系统，提出一种氨氧化法制备液体HCN的方法，步骤为：
反应气吸收：将含有HCN、NH3、H2O和惰性气体的反应气通入吸收装置1，同时通入含硫酸溶液进行脱氨中和反应，并吸收H2O和HCN，生成吸收富液。其中反应气为天然气或甲醇氨氧化法合成HCN的混合气体产物，惰性气体是指在吸收、精馏等后续分离处理步骤中几乎不产生物理状态变化，也不与其他产物或处理用试剂反应的气体，例如氮气。吸收装置1的尾气出口排出的中和尾气送入尾气处理装置5进行处理。
解析精馏：将所述吸收富液送入精馏装置3进行解析和精馏，得到液体HCN和吸收贫液。
吸收贫液处理：吸收贫液分为两部分，其中第一部分吸收贫液与硫酸混合形成所述含硫酸溶液后，一起通入所述吸收装置1，其中第二部分吸收贫液回收硫酸铵。与现有技术中使用中高浓度硫酸溶液不同，本实施例中的含硫酸溶液中游离硫酸的质量浓度为2～8％，pH为1.0-5.0为宜，含硫酸溶液温度为0-10℃，对反应气进行中和反应和降温吸收。更优选地，综合考虑吸收效果和成本，含硫酸溶液的温度为3-8℃，pH值为2.5-3.5。含硫酸溶液中硫酸铵浓度以平衡为限，根据天然气氨氧化法或甲醇氨氧化法不同而不同，一般为5-15％。
这样，可以在吸收装置中一次完成NH3、HCN、H2O的全吸收；同时，液体HCN精馏后产生的吸收贫液即硫酸铵溶液部分返回吸收装置1进行再循环，仅部分吸收贫液用于回收硫酸铵，从而吸收贫液的量也大大减少。整体上，工艺更为简洁，同时减少能耗。
吸收后排出的中和尾气温度为0-20℃，优选温度为5-15℃；吸收后尾气不含NH3，HCN体积含量小于0.05％。
为进一步利用吸收装置1中液体的冷量，将第一部分吸收贫液与吸收富液在换热器2中进行热交换后，第一部分吸收贫液再与硫酸混合并送入吸收装置1，吸收富液再送入所述精馏装置3。这样，可以利用吸收富液对温度较高的吸收贫液进行降温，从而更方便地控制送入吸收装置1中含硫酸溶液的温度在较低水平。
此外，精馏装置3内还通入酸性阻聚剂以抑制HCN的聚合反应，酸性阻聚剂可以是浓硫酸、SO2、浓醋酸、羟基乙酸中的任意一种。
精馏装置3采用精馏塔时，从精馏塔的中部通入所述吸收富液，从精馏塔塔顶通入所述酸性阻聚剂，所述液体HCN从所述精馏塔塔顶引出，所述吸收贫液从所述精馏塔塔底引出。
精馏塔塔顶可保持在常压、微负压(≥80kpaA)或微正压(≤20kpaG)状态。
从精馏塔中部进入的吸收富液的进液温度为50-100℃，优选温度为70-90℃，溶液中HCN质量含量为0.5-2.0％，优选值为1.0-1.5％。
从精馏塔塔底出流出的吸收贫液温度为80-120℃，优选温度为90-110℃，吸收贫液中HCN质量含量小于0.05％。
从精馏塔塔顶采出液体HCN，温度小于-10℃，浓度95.0-99.9％。
利用国内某工厂天然气氨氧化法4000t/a HCN装置，参照上述装置进行技改，开展了技改前后的相关对比实验。
对照例1
原料氨气投料流量502.4kg/h，原料天然气投料流量696Nm3/h，空气投料流量4681kg/h，原料气的体积配比氨气：天然气：空气＝1：1.05：5.50，总原料气投料流量5722.4kg/h。
经过氨氧化反应后，稳定情况下，分析反应气组成含量，计算得反应气平均分子量22.6，气体各组分的流量如下表1。
表1反应气组成
| 组分 | HCN | N2 | H2 | H2O | NH3 | O2 | CH4 | CO | CO2 |
| mol％ | 7.5 | 52.2 | 12.3 | 20.6 | 2.1 | 0.2 | 0.1 | 4.1 | 0.9 |
| kg/h | 513.3 | 3704.6 | 62.4 | 939.8 | 90.5 | 16.2 | 4.1 | 291.0 | 100.4 |
技改前，反应气吸收处理装置对反应气的处理过程如图3，包括了硫酸脱氨、硫酸铵溶液脱氰、HCN吸收、HCN精馏步骤。经检测，4000t/a HCN装置技改前的运行情况与反应气中HCN、NH3、H2O有关的参数如下表2。
表2各处理步骤的气相组成、液相组成以及相关参数
反应气中HCN流量为513.3kg/h，其进入硫酸铵液0.26kg/h，进入尾气4.3kg/h，外排精馏贫液含8.2kg/h HCN，回收504kg/h液体HCN，收率98.2％。
反应气中水流量为939.8kg/h，其中以330kg/h流量进入硫铵液，以17.1kg/h进入尾气，以1.0kg/h进入液体HCN，剩余591.7kg/h从精馏塔贫液中连续排出。
反应气中氨流量为90.5kg/h，以硫酸铵的形式进入硫酸铵溶液中。
依照实施例1的反应气吸收系统对原装置进行技改，使用全吸收工艺对反应气中HCN、NH3、H2O全吸收，接着进行HCN精馏。改变吸收富液温度、吸收塔顶温、吸收液中H2SO4浓度、精馏塔贫液中硫酸铵浓度进行了相关实验。
实施例2-5
实施例2-5的区别在于吸收富液排出温度不同。
原料气、HCN合成反应条件：依照原有操作。
吸收条件：将含HCN、NH3、H2O的反应气，以及来自HCN精馏的吸收贫液再补加定量的硫酸得到的含硫酸溶液，在全吸收塔中进行冷凝、溶解和化学反应。控制含硫酸溶液中游离硫酸的质量浓度5-8％，以中和反应气中氨的量为准，通过换热后控制含硫酸溶液温度5℃；控制吸收塔顶尾气温度为8℃。
精馏条件：精馏塔塔釜常压、塔顶85kpaA；精馏塔需从塔顶部加入酸性阻聚剂醋酸；从精馏塔中部进入吸收富液，其进料温度为85℃；精馏塔塔底的吸收贫液温度为110℃；精馏塔塔顶采出液体HCN温度为-12℃。
通过调节吸收富液的排出温度分别为10、20、30、40℃进行实验，每组实验稳定运行不少于24h，考察吸收富液HCN质量含量、外排硫酸铵溶液HCN质量含量、液体HCN质量含量、HCN收率，以及反映HCN聚合现象的精馏塔压力降和贫液颜色。
表3不同吸收富液温度下反应体系的参数
从表3可以看出，吸收富液温度对吸收富液HCN含量有影响，温度越高，吸收富液HCN质量含量越低；但对吸收贫液HCN质量含量、外排硫酸铵液HCN质量含量、液体HCN质量含量、HCN收率、精馏塔压力降和贫液颜色没有影响，吸收富液更适宜温度为10-20℃。
实施例6-9
实施例6-9的区别在于吸收塔顶中和尾气温度不同。
参照实施例2的原料气、HCN合成反应条件、吸收条件、精馏条件。
稳定吸收富液温度15℃，通过调节降温装置的降温幅度来调节返回至含硫酸溶液入口的吸收贫液的温度，从而调整吸收塔顶中和尾气温度分别为3、5、8、10℃进行实验，每组实验稳定运行不少于24h，考察吸收液HCN质量含量、外排硫酸液HCN质量含量、液体HCN质量含量、HCN收率、以及反映HCN聚合现象的精馏塔压力降和贫液颜色。
如表4，吸收塔顶温度对HCN收率有影响外，对吸收液HCN质量含量、外排硫酸液HCN质量含量、液体HCN质量含量、精馏塔压力降和贫液颜色没有影响，为提高HCN收率，吸收塔顶更适宜的温度为5-8℃。
表4不同吸收塔顶尾气温度条件下反应体系的参数
实施例10-12
实施例10-12的区别在于含硫酸溶液中游离H2SO4浓度不同。
参照实施例2中原料气、HCN合成反应条件、吸收条件、精馏条件。
稳定吸收富液温度15℃，调整含硫酸溶液中游离H2SO4浓度分别为5％、6％、8％进行实验，每组实验稳定运行不少于24h，考察吸收液HCN质量含量、外排硫酸液HCN质量含量、液体HCN质量含量、HCN收率、以及反映HCN聚合现象的精馏塔压力降和贫液颜色。
如表5，吸收液中H2SO4浓度对吸收富液HCN浓度和HCN收率有影响外，对外排硫酸液HCN质量含量、液体HCN质量含量、精馏塔压力降和贫液颜色没有影响，吸收液中H2SO4更适宜的浓度为5-8％，以中和反应气中氨的量为准。
表5不同游离H2SO4浓度的含硫酸溶液条件下反应体系的参数
实施例13-15
实施例13-15的区别在于精馏塔塔顶压力不同。
参照实施例2中原料气、HCN合成反应条件、吸收条件、精馏条件。
稳定吸收富液温度15℃，调整精馏塔塔顶压力80kpaA、90kpaA、100kpaA进行实验，塔底压力和贫液温度随之变化，每组实验稳定运行不少于24h，考察外排硫酸液HCN质量含量、液体HCN质量含量、HCN收率、以及反映HCN聚合现象的精馏塔压力降和贫液颜色。
如表6，精馏塔塔顶压力变化对贫液HCN质量含量、HCN收率稍有影响，压力增加至常压100kpaA，贫液颜色黄色加深，说明HCN低聚物增多，精馏塔塔顶更适宜的压力80-90kpaA。
表6不同精馏塔塔顶压力条件下反应体系的参数
实施例16-19
实施例16-19的区别在于使用的阻聚剂不同。
参照实施例2的原料气、HCN合成反应条件、吸收条件、精馏条件。
稳定吸收富液温度15℃，改变精馏塔塔顶阻聚剂，分别使用浓硫酸、SO2、浓醋酸、羟基乙酸，阻聚剂添加量100ppm进行实验，每组实验稳定运行不少于24h，考察液体HCN质量含量、HCN收率、贫液颜色以及精馏塔腐蚀情况。
如表7，浓硫酸对316L材质没有腐蚀，但HCN聚合加剧；SO2对316L材质没有腐蚀，没有HCN聚合加剧情况；浓醋酸、羟基乙酸塔釜对316L材质轻微腐蚀，没有HCN聚合加剧情况，这种情况下塔釜必须选用耐硫酸、有机酸混合酸的更高材质。
表7不同酸性阻聚剂对反应体系参数的影响
实施例20
考察技改后反应体系连续反应稳定性。
参照实施例2的原料气、HCN合成反应条件、吸收条件、精馏条件。
反应稳定后，如表8，反应气中含量为513.3kg/h的HCN，其进入尾气4.3kg/h HCN、外排精馏贫液含5.1kg/h HCN、回收503.5kg/h液体HCN，收率98.1％。
反应气中的939.8kg/h水，其进入尾气17.1kg/h，进入液体HCN中1.0kg/h，剩余921.7kg/h从精馏塔贫液中连续排出。
反应气中的90.5kg/h氨，以硫酸铵的形式进入精馏塔贫液中，贫液中含硫酸铵约10％。
反应连续进行较长时间，反应体系各参数基本保持稳定。
表8技改后反应体系各参数
对比技改前后两种工艺，如表9所示，在反应气组成相近的情况下，各自使用较适宜的反应气处理条件进行吸收、解析，本发明的工艺方法工艺流程缩短，设备需求减少，且总体能耗更低。
表9技改前后两种工艺对比
最后需要说明的是，上述描述仅仅为本发明的优选实施例，本领域的普通技术人员在本发明的启示下，在不违背本发明宗旨及权利要求的前提下，可以做出多种类似的表示，这样的变换均落入本发明的保护范围之内。
Claims (10)
1.一种氨氧化法制备液体HCN的方法，其特征在于步骤为：
反应气吸收：将含有HCN、NH3、H2O和惰性气体的反应气通入吸收装置(1)，通入含硫酸溶液进行脱氨中和反应的同时，吸收H2O和HCN，生成吸收富液，所述吸收装置的尾气出口排出中和尾气；
解析精馏：将所述吸收富液送入精馏装置(3)进行解析和精馏，得到液体HCN和吸收贫液；
吸收贫液处理：所述吸收贫液分为两部分，其中第一部分吸收贫液与硫酸混合形成所述含硫酸溶液后，一起通入所述吸收装置(1)，其中第二部分吸收贫液回收硫酸铵。
2.根据权利要求1所述的一种氨氧化法制备液体HCN的方法，其特征在于：所述含硫酸溶液中游离硫酸的质量浓度为2-8％，所述含硫酸溶液温度为0-10℃，所述吸收富液的排出温度为10-40℃，所述吸收装置排出的中和尾气的温度为0-20℃。
3.根据权利要求2所述的一种氨氧化法制备液体HCN的方法，其特征在于：所述含硫酸溶液的温度为3-8℃，所述吸收富液的排出温度为10-30℃。
4.根据权利要求1或2或3所述的一种氨氧化法制备液体HCN的方法，其特征在于：所述第一部分吸收贫液与所述吸收富液在换热器(2)中进行热交换后，所述第一部分吸收贫液再与硫酸混合，所述吸收富液再送入所述精馏装置(3)。
5.根据权利要求1所述的一种氨氧化法制备液体HCN的方法，其特征在于：所述精馏装置(3)内还通入酸性阻聚剂以抑制HCN的聚合反应。
6.根据权利要求5所述的一种氨氧化法制备液体HCN的方法，其特征在于：所述精馏装置(3)为精馏塔，从所述精馏塔的中部通入所述吸收富液，从所述精馏塔塔顶通入所述酸性阻聚剂，所述液体HCN从所述精馏塔塔顶引出，所述吸收贫液从所述精馏塔塔底引出。
7.根据权利要求6所述的一种氨氧化法制备液体HCN的方法，其特征在于：所述精馏塔塔釜压力为常压，塔顶压力为80kpaA以上且不超过20kpaG；
所述吸收富液的进料温度为50-100℃，所述吸收富液中HCN质量含量为0.5-2.0％，所述精馏塔塔底排出的吸收贫液温度为80-120℃，所述吸收贫液中HCN质量含量小于0.05％；
所述精馏塔塔顶采出的液体HCN温度不高于-10℃，浓度为95.0-99.9％。
8.一种反应气吸收系统，用于处理含有HCN、NH3、H2O和惰性气体的反应气，包括吸收装置(1)、精馏装置(3)，其特征在于：所述吸收装置(1)设置有反应气入口、含硫酸溶液入口、吸收富液出口和尾气出口；
所述精馏装置(3)设置有吸收富液入口、吸收贫液出口和液体HCN出口；
所述含硫酸溶液入口连接有硫酸供料装置(4)，所述吸收富液出口连接所述吸收富液入口；
所述液体HCN出口连接液体HCN收集装置(7)；
所述吸收贫液出口与所述含硫酸溶液入口连接，还连接有硫酸铵回收装置(8)。
9.根据权利要求8所述的反应气吸收系统，其特征在于：还包括换热器(2)，该换热器(2)内设置有能够相互进行热交换的富液流道和贫液流道；
所述吸收富液出口经所述富液流道与所述吸收富液入口连接，所述吸收贫液出口经贫液流道与所述含硫酸溶液入口连接。
10.根据权利要求9所述的反应气吸收系统，其特征在于：所述尾气出口连接有尾气处理装置(5)；
所述精馏装置(3)为精馏塔，所述精馏塔的塔顶设置有所述液体HCN出口以及阻聚剂入口，所述精馏塔的中部设置有所述吸收富液入口，所述精馏塔的塔底设置有所述吸收贫液出口；
所述阻聚剂入口还连接有阻聚剂添加装置(6)。
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