EA032101B1 - Способ каталитического удаления диоксида серы из отходящих газов - Google Patents

Способ каталитического удаления диоксида серы из отходящих газов Download PDF

Info

Publication number
EA032101B1
EA032101B1 EA201790629A EA201790629A EA032101B1 EA 032101 B1 EA032101 B1 EA 032101B1 EA 201790629 A EA201790629 A EA 201790629A EA 201790629 A EA201790629 A EA 201790629A EA 032101 B1 EA032101 B1 EA 032101B1
Authority
EA
Eurasian Patent Office
Prior art keywords
reactor
exhaust gases
vol
catalyst
sulfuric acid
Prior art date
Application number
EA201790629A
Other languages
English (en)
Other versions
EA201790629A1 (ru
Inventor
Ален Штрикрот
Original Assignee
Сппэ Карбен Процесс Энд Плант Энджиниринг С.А.
Priority date (The priority date 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 date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by Сппэ Карбен Процесс Энд Плант Энджиниринг С.А. filed Critical Сппэ Карбен Процесс Энд Плант Энджиниринг С.А.
Publication of EA201790629A1 publication Critical patent/EA201790629A1/ru
Publication of EA032101B1 publication Critical patent/EA032101B1/ru

Links

Classifications

    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D53/00—Separation of gases or vapours; Recovering vapours of volatile solvents from gases; Chemical or biological purification of waste gases, e.g. engine exhaust gases, smoke, fumes, flue gases, aerosols
    • B01D53/34—Chemical or biological purification of waste gases
    • B01D53/46—Removing components of defined structure
    • B01D53/48—Sulfur compounds
    • B01D53/50—Sulfur oxides
    • B01D53/507—Sulfur oxides by treating the gases with other liquids
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D53/00—Separation of gases or vapours; Recovering vapours of volatile solvents from gases; Chemical or biological purification of waste gases, e.g. engine exhaust gases, smoke, fumes, flue gases, aerosols
    • B01D53/34—Chemical or biological purification of waste gases
    • B01D53/74—General processes for purification of waste gases; Apparatus or devices specially adapted therefor
    • B01D53/75—Multi-step processes
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D53/00—Separation of gases or vapours; Recovering vapours of volatile solvents from gases; Chemical or biological purification of waste gases, e.g. engine exhaust gases, smoke, fumes, flue gases, aerosols
    • B01D53/34—Chemical or biological purification of waste gases
    • B01D53/74—General processes for purification of waste gases; Apparatus or devices specially adapted therefor
    • B01D53/86—Catalytic processes
    • B01D53/8603—Removing sulfur compounds
    • B01D53/8609—Sulfur oxides
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C01—INORGANIC CHEMISTRY
    • C01B—NON-METALLIC ELEMENTS; COMPOUNDS THEREOF; METALLOIDS OR COMPOUNDS THEREOF NOT COVERED BY SUBCLASS C01C
    • C01B17/00—Sulfur; Compounds thereof
    • C01B17/69—Sulfur trioxide; Sulfuric acid
    • C01B17/74—Preparation
    • C01B17/76—Preparation by contact processes
    • C01B17/765—Multi-stage SO3-conversion
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C01—INORGANIC CHEMISTRY
    • C01B—NON-METALLIC ELEMENTS; COMPOUNDS THEREOF; METALLOIDS OR COMPOUNDS THEREOF NOT COVERED BY SUBCLASS C01C
    • C01B17/00—Sulfur; Compounds thereof
    • C01B17/69—Sulfur trioxide; Sulfuric acid
    • C01B17/74—Preparation
    • C01B17/76—Preparation by contact processes
    • C01B17/78—Preparation by contact processes characterised by the catalyst used
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C01—INORGANIC CHEMISTRY
    • C01B—NON-METALLIC ELEMENTS; COMPOUNDS THEREOF; METALLOIDS OR COMPOUNDS THEREOF NOT COVERED BY SUBCLASS C01C
    • C01B17/00—Sulfur; Compounds thereof
    • C01B17/69—Sulfur trioxide; Sulfuric acid
    • C01B17/74—Preparation
    • C01B17/76—Preparation by contact processes
    • C01B17/80—Apparatus
    • C01B17/803—Converters
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D2251/00—Reactants
    • B01D2251/50—Inorganic acids
    • B01D2251/506—Sulfuric acid
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D2255/00—Catalysts
    • B01D2255/70—Non-metallic catalysts, additives or dopants
    • B01D2255/702—Carbon
    • 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
    • Y02A—TECHNOLOGIES FOR ADAPTATION TO CLIMATE CHANGE
    • Y02A50/00—TECHNOLOGIES FOR ADAPTATION TO CLIMATE CHANGE in human health protection, e.g. against extreme weather
    • Y02A50/20—Air quality improvement or preservation, e.g. vehicle emission control or emission reduction by using catalytic converters

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Environmental & Geological Engineering (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • General Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Biomedical Technology (AREA)
  • Analytical Chemistry (AREA)
  • Health & Medical Sciences (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Inorganic Chemistry (AREA)
  • Materials Engineering (AREA)
  • Exhaust Gas Treatment By Means Of Catalyst (AREA)
  • Catalysts (AREA)
  • Treating Waste Gases (AREA)
  • Hydrogen, Water And Hydrids (AREA)

Abstract

В патенте описан способ каталитического удаления диоксида серы из отходящих газов в двух реакторах, в первом из которых содержится катализатор в виде активированного угля. Такой способ заключается в том, что а) подготавливают отходящие газы с содержанием воды менее 1 г на нормальный ми с содержанием SOпо меньшей мере 5 ч./млн, б) отходящие газы подают в первый реактор, в) в первом реакторе SOподвергают на катализаторе в виде активированного угля каталитическому превращению в газообразный SO, которое происходит при температуре ниже 100°C, г) предварительно очищенные отходящие газы направляют из первого реактора во второй реактор, д) во втором реакторе SOпревращают действием воды в HSO.

Description

Настоящее изобретение относится в целом к способу каталитического удаления диоксида серы из отходящих газов.
Уровень техники
В начале 20-го столетия были разработаны первые способы получения серной кислоты из диоксида серы каталитическим путем. В ходе этих разработок были созданы первые установки для получения серной кислоты контактным способом, так называемые контактные установки, в которых получали высокопроцентную серную кислоту (98-99%). На первой стадии 8О2 окисляют при очень высокой температуре (300-500°С) до 8О3 и на второй стадии 8О3 добавлением воды при меньшей температуре превращают в Н28О.-|. Такие контактные установки за последние десятилетия претерпели лишь незначительные изменения по принципу своего действия. Одно из усовершенствований заключалось помимо прочего во внедрении установки для получения серной кислоты по методу двойного контактирования, каковую установку в принципе следует рассматривать как состоящую из двух обычных последовательно соединенных контактных установок (с однократным контактированием). При этом эффективность, а тем самым и степень превращения 8О2 в Н28О4 удалось повысить до значений свыше 99%.
Подобный способ описан, например, в ЕР 2404654 А1 и заключается в превращении 8О2 при высокой температуре (в пределах от 300 до 700°С) и при высоком давлении (в пределах от 2 до 50 бар) в два этапа в Н28О4. В качестве предпочтительных катализаторов в данной публикации говорится об особых оксидах металлов.
Другие установки, которые в настоящее время относятся к уровню техники, описаны, например, в документе 81апб бег Тесйшк ίη бег ЗскусГскаигссг/сидипд 1ш НшЫкк аиГ б1е 1РРС-К1сШ1П1е, подготовленном авторами НегЬей ^екепЬегдег и 1оасЫш Кйсйег и изданном иште1!Ьипбе8аш1 ОшЬН, Вена, 2001, или в иПтапп'к Епсус1ореб1а оГ 1пбийпа1 Сйетщйу, 5-е изд., т. А 25, с. 635-700.
Таким контактным установкам присущи следующие существенные проблемы:
1) значительные различия в температурах для превращения 8О2 в 8О3 и 8О3 в Н28О4, а также связанные с этим превышения предельно допустимых выбросов при пуске установки;
2) общая, обусловленная высокими температурами и высокой концентрацией Н28О4 коррозия контактных установок и связанные с этим их низкая надежность и быстрое старение;
3) высокие капитальные вложения в сочетании с высокими эксплуатационными расходами на замену катализатора и на ремонтные работы;
4) контактные установки требуют минимальной концентрации 8О2 на входе свыше 3 об.%, поскольку при концентрации ниже этого значения превращение в Н28О4 не происходит;
5) по системно обусловленным причинам реакторы из-за высокой температуры катализа выполнены из высококачественной стали и занимают сравнительно большую площадь.
Одним из представляющих интерес параллельных изобретений стал разработанный в 1960-ых годах способ, получивший название 8иЬЕАСШ®. Этот способ заключается в том, что 8О2 окисляют на слое активированного угля при окружающих температурах до 8О3, который путем одновременного добавления воды превращают на том же слое активированного угля в Н28О4. Этим способом возможно получение слабоконцентрированной кислоты (10-20%). Речь при этом идет о мокром способе, который, однако, позволяет лишь в ограниченном объеме превращать 8О2 в Н28О4. С точки зрения рентабельности интерес представляет концентрация 8О2 на входе лишь до примерно 2500 ч./млн, поскольку в противном случае толщина слоя активированного угля возрастает до крайне больших значений, что влечет за собой высокую потерю давления на столь толстом слое. По этой причине и эффективность классической установки для получения серной кислоты методом 8иЬЕАСШ остается сравнительно низкой (порядка 9095%). Кроме того, подобные установки требует существенно большей площади для своего размещения, и поэтому классические установки для получения серной кислоты методом ЗЦЕЕАСГО невыгодны с точки зрения капитальных вложений и эксплуатационных расходов. Данный фактор проявляется тем отчетливее, чем крупнее установки с точки зрения объемного расхода.
Многие способы каталитического удаления диоксида серы из отходящих газов проводят в заполненном активированным углем реакторе, при этом катализатор периодически промывают водой или содержащим ее раствором и затем вновь сушат.
8О2 пропускают через катализатор до тех пор, пока не снизится степень превращения на нем 8О2, после чего подачу 8О2 прекращают и катализатор промывают водой, вымывая таким путем Н28О4. Затем катализатор сушат, после чего его можно использовать повторно.
Подобные способы известны, например, из И8 3486852, И8 4122150, И8 5679238 или И8 2012/251404 А1.
Недостаток этих последних способов состоит в том, что катализатор необходимо периодически промывать водой и затем вновь сушить. Вследствие этого проведение процесса в непрерывном режиме невозможно, и поэтому всегда требуется использовать по меньшей мере два попеременно включаемых в работу реактора.
Помимо этого вышеописанными способами возможно получение лишь слабоконцентрированной серной кислоты, которую затем сбрасывают или же которую затем необходимо концентрировать высоко
- 1 032101 затратным методом для ее последующей продажи.
Задача изобретения
В основу настоящего изобретения была положена задача разработать осуществляемый в непрерывном режиме способ удаления 8О2 из отходящих газов при низких температурах.
Раскрытие изобретения
Указанная задача решается согласно изобретению с помощью способа каталитического удаления диоксида серы из отходящих газов в двух реакторах, в первом из которых содержится катализатор в виде активированного угля, ниже называемый активноугольным катализатором. Такой способ заключается в выполнении следующих стадий:
а) подготавливают отходящие газы с содержанием воды менее 1 г на нормальный м3 и с содержанием 8О2 по меньшей мере 5 ч./млн,
б) отходящие газы подают в первый реактор,
в) в первом реакторе 8О2 подвергают на активноугольном катализаторе каталитическому превращению в газообразный 8О3, которое происходит при температуре ниже 100°С,
г) предварительно очищенные отходящие газы направляют из первого реактора во второй реактор,
д) во втором реакторе 8О3 превращают действием воды в Н28О4.
Подобный способ надежно функционирует во всех рабочих условиях. Предлагаемый в изобретении способ позволяет в непрерывном режиме очищать отходящие газы из промышленных установок, содержащие прежде всего диоксид серы (8О2) в качестве вредного вещества, и полностью, соответственно, преобладающей частью удалять этот диоксид серы в один прием из отходящих газов и при этом превращать его в конечном итоге в жидкую Н28О4.
В первый реактор подают осушенные отходящие газы, содержащийся в которых 8О2 сорбируется в этом реакторе на активноугольном катализаторе и превращается на нем в 8О3. Такое каталитическое превращение происходит на активноугольном катализаторе при температуре ниже 100°С. Однако в отличие от принятых до настоящего времени подходов 8О3 не требуется удалять с активноугольного катализатора путем его промывки. При наличии осушенных отходящих газов и сухого катализатора диоксид серы превращается на активноугольном катализаторе в 8О3, который затем также в газообразном виде выходит из реактора. Насыщение катализатора триоксидом серы (8О3) не происходит, т.е. активность активноугольного катализатора остается постоянной.
В соответствии с этим отсутствует необходимость в промывке активноугольного катализатора водой или водным раствором.
Полученный газообразный 8О3 лишь во втором реакторе вводится в контакт с Н2О и таким путем превращается в Н28О4.
Такое превращение 8О3 в Н28О4 можно проводить известным способом. В данном случае воду можно использовать в крайне малом количестве и получать тем самым более концентрированную кислоту, чем методом 8иЬРЛСГО®.
Следует отметить, что очищаемые отходящие газы должны быть сухими, т.е. содержание воды в них должно быть минимально возможным. Содержание воды в очищаемых отходящих газах предпочтительно должно составлять максимум 0,8 г на нормальный м3 отходящих газов, особенно предпочтительно максимум 0,7 г на нормальный м3 отходящих газов, прежде всего максимум 0,4 г на нормальный м3 отходящих газов. При слишком высоком содержании воды или при влажном катализаторе образовавшийся 8О3 сразу же превращается на активноугольном катализаторе в Н28О4 и остается на активноугольном катализаторе. По истечении некоторого времени активность активноугольного катализатора уменьшается, т.е. степень превращения 8О2 снижается.
Еще одно преимущество предлагаемого в изобретении способа состоит в том, что активноугольный катализатор дольше сохраняет свою активность, поскольку он более не подвергается воздействию Н28О4, а также не требует своих попеременных промывки водой и сушки.
Еще одно преимущество предлагаемого в изобретении способа состоит в возможности очистки им отходящих газов с концентрацией 8О2 до 180000 ч./млн, предпочтительно максимум 130000 ч./млн, особенно предпочтительно максимум 110000 ч./млн, прежде всего максимум 100000 ч./млн. Предлагаемый в изобретении способ позволяет, таким образом, очищать отходящие газы с существенно меньшей концентрацией в них вредных веществ, чем при очистке традиционными контактными методами, и очищать отходящие газы с существенно большей концентрацией в них вредных веществ, чем при очистке традиционными методами, основанными на технологии ЗиЬРЛСГО®.
Температура отходящих газов на входе предпочтительно должна лежать в пределах от окружающей температуры до 150°С. Повышенные температуры могли бы при длительной работе привести со временем к повреждению катализатора. При необходимости активноугольный катализатор можно охлаждать, поместив, например, охлаждающий змеевик в активноугольный катализатор в реакторе.
Давление отходящих газов на входе в первый реактор составляет предпочтительно от 800 до 1400 мбар, особенно предпочтительно от 900 до 1100 мбар, прежде всего от 950 до 1050 мбар, и тем самым находится сравнительно близко к атмосферному давлению.
Поскольку процесс каталитического удаления диоксида серы из отходящих газов предлагаемым в
- 2 032101 изобретении способом протекает при низких температурах, реакторы нет необходимости выполнять из высококачественной стали в отличие, например, от реакторов, используемых для получения серной кислоты контактным способом, а можно с меньшими затратами изготавливать, например, из стеклопластика.
При осуществлении предлагаемого в изобретении способа содержащийся в отходящих газах 8О2 превращается в количестве по меньшей мере 60 об.%, предпочтительно в количестве по меньшей мере 75 об.%, особенно предпочтительно в количестве по меньшей мере 90 об.%, прежде всего в количестве по меньшей мере 98 об.%.
Содержание кислорода в отходящих газах, в сущности, не имеет решающего значения, однако в идеальном случае оно должно составлять по меньшей мере 2 об.%, предпочтительно по меньшей мере 5 об.%, особенно предпочтительно по меньшей мере 8 об.%, прежде всего по меньшей мере 10 об.%.
В предпочтительном варианте содержание О2 должно более чем в 8 раз превышать содержание 8О2.
В качестве активноугольного катализатора в предпочтительном варианте используется катализатор на основе природного торфяного активированного угля или экструдированного древесного активированного угля, например ΝοπΙ-Ρ8Τ3, РК 2.5, СаЦоп СагЬои - Сейаиг Н8У, 1асоЫ-Есо8ОгЬ С-8УС80. УРХ8ирег, СРРЕ25, СРРЕ 30.
Еще одно преимущество предлагаемого в изобретении способа состоит в возможности получения высококонцентрированной серной кислоты, т.е. в возможности получения серной кислоты с концентрацией по меньшей мере 10 мас.%, предпочтительно по меньшей мере 50 мас.%, особенно предпочтительно 70 мас.%, прежде всего по меньшей мере 96 мас.%.
В одном из предпочтительных вариантов для превращения 8О3 в Н28О4 используют разбавленную серную кислоту.
Предлагаемый в изобретении способ можно проводить в первом реакторе с одним слоем активноугольного катализатора или со множеством размещенных параллельно или последовательно слоев активноугольного катализатора.
Краткое описание чертежей
Другие частные аспекты и преимущества изобретения рассмотрены в последующем подробном описании различных возможных вариантов осуществления изобретения со ссылкой на прилагаемые к описанию чертежи, на которых показано:
на фиг. 1 - схематичный вид первой опытной установки, на фиг. 2 - схематичный вид второй опытной установки, на фиг. 3 - схематичный вид третьей опытной установки, на фиг. 4 - схематичный вид четвертой опытной установки и на фиг. 5 и 6 - графическое представление измеренных в ходе экспериментов показателей содержания 8О2 в отходящих газах на входе в реактор, соответственно на выходе из него.
Описание вариантов осуществления изобретения
Показанная на фиг. 1 для иллюстрации изобретения первая опытная установка имеет реактор 10, который представляет собой реактор с неподвижным слоем катализатора и в нижнюю часть которого через вход 12 подаются содержащие 8О2 отходящие газы. Отходящие газы проходят снизу вверх через неподвижный слой 14 активноугольного катализатора в верхнюю часть реактора 10, откуда они через выход 16 направляются по трубопроводу 18 в абсорбер 20.
В реакторе 10 с неподвижным слоем активноугольного катализатора газообразный 8О2 превращается на нем в газообразный 8О3. В отличие от известных способов 8О3 не сорбируется на активноугольном катализаторе и не превращается на нем в Н28О4, а вместо этого после реакции выделяется вновь в виде газа. Превращение 8О2 в 8О3 происходит в соотношении практически 1:1, а следовательно, на примерно 100%, т.е. 8О2 (почти) полностью исчезает из отходящих газов и заменяется в них тем же количеством 8О3.
В неподвижном слое 14 для регулирования его температуры размещен нагревательный/охлаждающий змеевик 22. При этом следят за тем, чтобы температура неподвижного слоя 14 активноугольного катализатора не превышала 100°С с целью сохранения его активности и во избежание излишнего сокращения его срока службы.
После своего выхода из реактора 10 предварительно очищенные отходящие газы поступают в абсорбер 20, в котором они пропускаются через промывочный раствор из 30-98%-ной Н28О4. В предпочтительном варианте используют 96%-ную серную кислоту. Предварительно очищенные отходящие газы подаются по трубопроводу 18 в нижнюю часть абсорбера 20, откуда они поднимаются, проходя через жидкую серную кислоту, и затем в виде очищенных газов отбираются через выход 24 на верхнем конце абсорбера 20.
В соответствии с этим газообразный 8О3 растворяется в жидкой серной кислоте. При этом быстро образуется пиросерная кислота Н282О7, которая реагирует с водой, содержащейся в серной кислоте, с образованием Н28О4. В этом заключается классический метод превращения 8О3 в Н28О4.
Жидкая разбавленная серная кислота подается из резервуара 26 насосом 28 по трубопроводу 30 в верхнюю часть абсорбера 20. Серная кислота отводится из низа 32 абсорбера 20 через выход 34 и возвращается по трубопроводу 36 обратно в резервуар 26.
- 3 032101
По еще одному трубопроводу 38 полученная серная кислота может откачиваться насосом 40 из резервуара 26. В ходе такого процесса, таким образом, серная кислота концентрируется, поскольку растворенная в ней вода постепенно расходуется на превращение 8О3 в Н28О4. По достижении серной кислотой в резервуаре 26 требуемой концентрации часть серной кислоты откачивается и соответственно заменяется водой/разбавленной серной кислотой.
Показанные на фиг. 2 и 3 опытные установки отличаются от показанной на фиг. 1 опытной установки тем, что в качестве второго реактора вместо абсорбера 20 используется отделитель 42 (фиг. 2), соответственно реактор 44 для получения серной кислоты методом ЗИЬРАСГО (фиг. 3). Оба эти реактора 42, 44 заполнены твердыми материалами. Отделитель 42 в показанной на фиг. 2 установке содержит неподвижный слой из пластмассового насадочного материала 48 (например, специальную каменнокерамическую массу УТР Ас1йиг®), тогда как реактор 44 содержит неподвижный слой из активированного угля 50.
В установках с этими реакторами 42, 44 предварительно очищенные отходящие газы из первого реактора 10 поступают в верхнюю часть реакторов 42, 44. В данном случае в верхнюю часть отделителя 42, соответственно реактора 44 также подается разбавленная серная кислота, отбираемая из резервуара 26 насосом 28 по трубопроводу 30. В обоих этих вариантах в верхней части отделителя 42, соответственно реактора 44 расположено распылительное устройство 46, которое обеспечивает равномерное распределение разбавленной серной кислоты по пластмассовому насадочному материалу 48 в отделителе 42, соответственно по активированному углю 50 в реакторе 44.
В отличие от показанного на фиг. 1 варианта предварительно очищенные отходящие газы вводятся в контакт с разбавленной серной кислотой не в противотоке, а в прямотоке. В соответствии с этим предварительно очищенные отходящие газы подаются по трубопроводу 18 в верхнюю часть отделителя 42, соответственно реактора 44 и после реакции отводятся в виде очищенных газов из нижней части отделителя 42, соответственно реактора 44 через выход 52.
В этих реакторах 42, 44 газообразный 8О3 также растворяется в жидкой серной кислоте. При этом быстро образуется пиросерная кислота Н282О7, которая реагирует с водой, содержащейся в серной кислоте, с образованием Н28О4.
На фиг. 4 показана опытная установка несколько более сложной конфигурации, в которой реактор 10 соответствует реакторам 10 в вариантах, проиллюстрированных на предыдущих чертежах. В данной опытной установке содержащие 8О2 отходящие газы перед их подачей в реактор 10 сначала осушаются в сушильной башне 54.
Сушильная башня 54 по своей конструкции в общих чертах соответствует абсорберу 20 в показанной на фиг. 1 установке. Однако эта сушильная башня 54 находится по ходу потока отходящих газов перед реактором 10 и служит для удаления воды, соответственно влаги из содержащих 8О2 отходящих газов до их поступления в реактор 10.
В соответствии с этим содержащие 8О2 отходящие газы подаются в нижнюю часть сушильной башни 54 и осушаются в ней в противотоке с серной кислотой. Серная кислота с концентрацией от 30 до 98 мас.% подается в верхнюю часть сушильной башни 54 из резервуара 26 насосом 58 по трубопроводу 56 через распылительные устройства 60.
Серная кислота после того, как она поглотила воду из содержащих 8О2 отходящих газов, направляется из низа сушильной башни 54 через выход 62 по трубопроводу 64 обратно в резервуар 26.
Содержащие 8О2 отходящие газы, осушенные в сушильной башне 54, отводятся из ее верхней части и подаются газодувкой 66 по трубопроводу 68 через вход 12 в нижнюю часть реактора 10.
В реакторе 10 с неподвижным слоем активноугольного катализатора газообразный 8О2 превращается на нем в газообразный 8О3. В находящемся в реакторе 10 неподвижном слое 14 для регулирования его температуры размещен нагревательный/охлаждающий змеевик 22.
После своего выхода из реактора 10 предварительно очищенные отходящие газы, т.е. содержащие 8О3 отходящие газы, поступают в верхнюю часть реактора 70, в котором они пропускаются в прямотоке через промывочный раствор из 30-98%-ной Н28О4. В предпочтительном варианте используют 96%-ную серную кислоту. После реакции отходящие газы в виде очищенных газов отбираются из реактора 70 через выход 52.
Реактор 70 имеет в данном случае две расположенные одна над другой секции или зоны, в верхней из которых находится реактор 44 для получения серной кислоты методом ЗИЬРАСГО®, а в нижней - отделитель 42. Обе зоны отделены одна от другой каплеуловителем 72.
Серная кислота подается из резервуара 26 по трубопроводу насосом 28 в распылительное устройство 74, которое расположено вверху реактора для получения серной кислоты методом ЗИЬРАСГО®, в соответствии с чем серная кислота протекает через слой активированного угля в этом реакторе, поглощая при этом растворенный в отходящих газах 8О3 и превращая его в серную кислоту. Обогащенная серная кислота скапливается на каплеуловителе 72 и отсюда направляется обратно в резервуар 26.
Помимо этого серная кислота подается из резервуара 26 тем же насосом 28 по тому же трубопроводу 30 в еще одно, расположенное под каплеотделителем распылительное устройство 76, которым она разбрызгивается на слой в отделителе. Остаточный, присутствующий в отходящих газах 8О3 затем по
- 4 032101 глощается в отделителе серной кислотой и в результате реакции с растворенной в ней водой превращается в серную кислоту. Далее серная кислота из низа реактора 70 направляется через выход 34 по трубопроводу 36 обратно в резервуар 26.
По достижении серной кислотой в резервуаре 26 требуемой концентрации часть серной кислоты откачивается и соответственно заменяется водой/разбавленной серной кислотой.
По достижении серной кислотой в резервуаре 26 требуемой концентрации часть серной кислоты откачивается из резервуара насосом 40 по трубопроводу 38 и соответственно заменяется водой/разбавленной серной кислотой, подводимой по трубопроводу 78.
На фиг. 5 в графическом виде представлены результаты первой серии экспериментов, в ходе которых дымовые газы из контактной установки с содержанием воды менее 0,2 г на нормальный м и с содержанием 8О2 от 11000 до 12000 ч./млн подвергали обработке в установке с двумя реакторами, показанной на фиг. 3.
В первом, выполненном из стеклопластика реакторе, который имел объем 3 м3 и в котором присутствовал неподвижный слои из 2 м3 катализатора в виде активированного угля марки ΝοπΙ-Ρ8Τ3. РК 2.5, Са1дои СагЬои - Сеи1аиг Н8У, 1асоЫ-Есо8ОгЬ 6-8^С80, УКХ-8ирег, СРрЕ 25, СРРЕ 30, диоксид серы (8О2) полностью превращали в газообразный триоксид серы (8О3).
Указанные катализаторы представляют собой гранулированный, соответственно формованный активированный уголь с размером зерен (гранул) от 1 до 3 мм, от 2 до 4 мм, соответственно от 3 до 5 мм, приготовленный путем активирования водяным паром. Изготовителем гарантируется наличие следующих общих свойств: йодное число: 800, адсорбция метиленового синего: 11 г/100 г, внутренняя удельная поверхность (определяемая методом Брунауэра-Эммета-Теллера (БЭТ)): 875 м2/г, кажущаяся плотность: 260 кг/м3, плотность после обратной промывки: 230 кг/м3, степень равномерности: 1,3 при зольности 7 мас.%, значение рН: щелочное, влажность (в упакованном состоянии): 2 мас.%.
Температура отходящих газов составляла от 20 до 30°С на входе в первый реактор и от 20 до 30°С на выходе из него.
Обработанные таким путем отходящие газы затем подавали во второй реактор. Этот второй реактор представляет собой реактор для получения серной кислоты методом 8иЬЕАСШ®, который имел объем 2 м3 и который был заполнен 1 м3 активированного угля марки Νοήΐ-Κ8Τ3, РК 2.5, Са1дои СагЬоп -Сейаиг Н8У, 1асоЬ1-Есо8огЬ 6-8№С80, УКХ-8ирег, СРРЕ 25, СРРЕ 30.
Указанные катализаторы представляют собой гранулированный, соответственно формованный активированный уголь с размером зерен (гранул) от 1 до 3 мм, от 2 до 4 мм, соответственно от 3 до 5 мм, приготовленный путем активирования водяным паром. Изготовителем гарантируется наличие следующих общих свойств: йодное число: 800, адсорбция метиленового синего: 11 г/100 г, внутренняя удельная поверхность (определяемая БЭТ-методом): 875 м2/г, кажущаяся плотность: 260 кг/м3, плотность после обратной промывки: 230 кг/м3, степень равномерности: 1,3 при зольности 7 мас.%, значение рН: щелочное, влажность (в упакованном состоянии): 2 мас.%.
Активированный уголь во втором реакторе каждые 15 мин обрызгивали 25 л серной кислоты концентрацией 1000 г/л.
Эта серия экспериментов продолжалась примерно 30 мин, и в ходе них обработали примерно 150 нормальных м отходящих газов.
На фиг. 6 в графическом виде представлены результаты второй серии экспериментов, которые проводили в той же установке, что и первую серию экспериментов.
В этой второй серии экспериментов использовали содержащие 8О2 отходящие газы из той же контактной установки, что и в первой серии экспериментов. Однако содержание 8О2 в отходящих газах в данном случае было ниже (от 4500 до 2500 част./млн).
Эксперимент продолжался примерно 120 мин, и в ходе него обработали примерно 600 нормальных м отходящих газов.
В экспериментах использовали анализаторы дымовых газов марки Тейо. Такие анализаторы представляют собой приборы одного из последних поколений (год изготовления 2009) и перед проведением экспериментов были проверены и откалиброваны изготовителем. Помимо этого при проведении экспериментов данные анализа, полученные этими анализаторами дымовых газов, подтверждали проводившимися параллельно измерениями путем мокрого химического анализа. Разброс полученных результатов лежал при всех измерениях в допустимых пределах.
Полученные в обоих этих экспериментах результаты свидетельствуют о том, что 8О2 в отходящих газах (почти) полностью превращался в первом реакторе в 8О3, который в свою очередь лишь во втором реакторе (почти) полностью превращался в Н28О4.
Благодаря быстрому и полному превращению газообразного 8О2 в газообразный 8О3 в первом реакторе не происходило насыщение активноугольного катализатора в первом реакторе.
Перечень ссылочных обозначений
- реактор;
- вход;
- неподвижный слой;
- 5 032101
- выход;
- трубопровод;
- абсорбер;
- нагревательный/охлаждающий змеевик;
- выход;
- резервуар;
- насос;
- трубопровод;
- низ;
- выход;
- трубопровод;
- трубопровод;
- насос;
- отделитель;
- реактор для получения серной кислоты методом ЗиЬРАСШ;
- распылительное устройство;
- пластмассовый насадочный материал;
- активированный уголь;
- выход;
- сушильная башня;
- трубопровод;
- насос;
- распылительные устройства;
- выход;
- трубопровод;
- газодувка;
- трубопровод;
- реактор;
- каплеуловитель;
- распылительное устройство;
- распылительное устройство;
- трубопровод.

Claims (13)

  1. ФОРМУЛА ИЗОБРЕТЕНИЯ
    1. Способ каталитического удаления диоксида серы из отходящих газов в двух реакторах, в первом из которых содержится катализатор в виде активированного угля (активноугольный катализатор), отличающийся выполнением следующих стадий:
    а) подготавливают отходящие газы с содержанием воды менее 1 г на нормальный м3 и с содержанием 8О2 по меньшей мере 5 ч./млн;
    б) отходящие газы подают в первый реактор;
    в) в первом реакторе 8О2 подвергают на активноугольном катализаторе каталитическому превращению в газообразный 8О3, которое происходит при температуре ниже 100°С;
    г) предварительно очищенные отходящие газы направляют из первого реактора во второй реактор;
    д) во втором реакторе 8О3 превращают действием воды в Н28О4.
  2. 2. Способ по п.1, отличающийся тем, что содержание воды в очищаемых отходящих газах составляет максимум 0,8 г на нормальный м3 отходящих газов, предпочтительно максимум 0,7 г на нормальный м3 отходящих газов, прежде всего максимум 0,4 г на нормальный м3 отходящих газов.
  3. 3. Способ по п.1 или 2, отличающийся тем, что содержание 8О2 в отходящих газах составляет максимум 180000 ч./млн, предпочтительно максимум 130000 ч./млн, особенно предпочтительно максимум 110000 ч./млн, прежде всего максимум 100000 ч./млн.
  4. 4. Способ по одному из предыдущих пунктов, отличающийся тем, что температура отходящих газов на входе лежит в пределах от окружающей температуры до 150°С.
  5. 5. Способ по одному из предыдущих пунктов, отличающийся тем, что давление отходящих газов на входе в первый реактор составляет от 800 до 1400 мбар.
  6. 6. Способ по одному из предыдущих пунктов, отличающийся тем, что превращению подвергается по меньшей мере 60 об.%, предпочтительно по меньшей мере 75 об.%, особенно предпочтительно по меньшей мере 90 об.%, прежде всего по меньшей мере 98 об.%, содержащегося в отходящих газах 8О2.
  7. 7. Способ по одному из предыдущих пунктов, отличающийся тем, что содержание О2 в отходящих газах составляет по меньшей мере 2 об.%, предпочтительно по меньшей мере 5 об.%, особенно предпочтительно по меньшей мере 8 об.%, прежде всего по меньшей мере 10 об.%.
  8. 8. Способ по одному из предыдущих пунктов, отличающийся тем, что содержание О2 более чем в 8
    - 6 032101 раз превышает содержание 8О2.
  9. 9. Способ по одному из предыдущих пунктов, отличающийся тем, что в качестве активноугольного катализатора используют катализатор на основе природного торфяного активированного угля или экструдированного древесного активированного угля.
  10. 10. Способ по одному из предыдущих пунктов, отличающийся тем, что на выходе получают серную кислоту И28О4 с концентрацией по меньшей мере 10 мас.%, предпочтительно по меньшей мере 50 мас.%, особенно предпочтительно 70 мас.%, прежде всего по меньшей мере 96 мас.%.
  11. 11. Способ по одному из предыдущих пунктов, отличающийся тем, что его осуществляют в первом реакторе с одним слоем активноугольного катализатора.
  12. 12. Способ по одному из пп.1-10, отличающийся тем, что его осуществляют в первом реакторе со множеством размещенных параллельно слоев активноугольного катализатора.
  13. 13. Способ по одному из пп.1-10, отличающийся тем, что его осуществляют в первом реакторе со множеством размещенных последовательно слоев активноугольного катализатора.
EA201790629A 2014-09-17 2015-09-16 Способ каталитического удаления диоксида серы из отходящих газов EA032101B1 (ru)

Applications Claiming Priority (2)

Application Number Priority Date Filing Date Title
LU92547A LU92547B1 (de) 2014-09-17 2014-09-17 Verfahren zur katalytischen entfernung von schwefeldioxid aus abgasen
PCT/EP2015/071153 WO2016042005A1 (de) 2014-09-17 2015-09-16 Verfahren zur katalytischen entfernung von schwefeldioxid aus abgasen

Publications (2)

Publication Number Publication Date
EA201790629A1 EA201790629A1 (ru) 2017-09-29
EA032101B1 true EA032101B1 (ru) 2019-04-30

Family

ID=51610403

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
EA201790629A EA032101B1 (ru) 2014-09-17 2015-09-16 Способ каталитического удаления диоксида серы из отходящих газов

Country Status (19)

Country Link
US (1) US10016723B2 (ru)
EP (1) EP3194050B1 (ru)
JP (1) JP6700258B2 (ru)
KR (1) KR20170045364A (ru)
CN (1) CN106794416B (ru)
AU (1) AU2015316881B2 (ru)
BR (1) BR112017004992A2 (ru)
CA (1) CA2958732C (ru)
CL (1) CL2017000496A1 (ru)
DK (1) DK3194050T3 (ru)
EA (1) EA032101B1 (ru)
ES (1) ES2686706T3 (ru)
LU (1) LU92547B1 (ru)
MX (1) MX2017002833A (ru)
PL (1) PL3194050T3 (ru)
SG (1) SG11201701606SA (ru)
TN (1) TN2017000043A1 (ru)
WO (1) WO2016042005A1 (ru)
ZA (1) ZA201701551B (ru)

Families Citing this family (4)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
LU93013B1 (en) 2016-04-04 2017-11-08 Cppe Carbon Process & Plant Eng S A En Abrege Cppe S A Process for the removal of heavy metals from fluids
LU93012B1 (en) * 2016-04-04 2017-11-08 Cppe Carbon Process & Plant Eng S A En Abrege Cppe S A Sulfur dioxide removal from waste gas
LU93014B1 (en) * 2016-04-04 2017-10-05 Ajo Ind S A R L Catalyst mixture for the treatment of waste gas
KR102456613B1 (ko) * 2020-12-29 2022-10-20 재단법인 포항산업과학연구원 산성가스 제거장치 및 제거방법

Citations (8)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
GB1209002A (en) * 1968-04-13 1970-10-14 Metallgesellschaft Ag Process for the production of sulphuric acid
US3862295A (en) * 1972-06-30 1975-01-21 Westvaco Corp Method for sorptive removal of sulfur gases
US4140752A (en) * 1977-07-25 1979-02-20 Allied Chemical Corporation Process for removing sulfur dioxide from waste gases
WO1985004343A1 (en) * 1984-03-24 1985-10-10 Perfluktiv-Consult Ag Process and plant for reducing the noxious substance contents in flue gases
EP0367998A2 (de) * 1988-10-21 1990-05-16 Bayer Ag Verfahren zur Entfernung von Schwefeldioxid und Chlorwasserstoff aus heissen Gasen
JP2000093742A (ja) * 1998-09-22 2000-04-04 Mitsubishi Heavy Ind Ltd 反応除去装置の液体均一分散装置、該装置を組み込んだ脱硫塔及び脱硝塔
US20040096390A1 (en) * 2001-10-17 2004-05-20 Norihisa Kobayashi Flue gas desulfurization apparatus and flue gas desulfurization system, and method for operating flue gas desulfurization apparatus
EP2404654A1 (en) * 2010-07-08 2012-01-11 Air Products and Chemicals, Inc. Integration of catalytic SO2 oxidation and oxyfuel sour compression

Family Cites Families (18)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US3436192A (en) * 1964-06-22 1969-04-01 Air Preheater Catalytic apparatus for removing sulphur dioxide from flue gas
JPS5456246A (en) * 1977-10-12 1979-05-07 Kobe Steel Ltd Method of treating thiosulfate-contained liquid
SE422317B (sv) * 1980-06-19 1982-03-01 Boliden Ab Forfarande for framstellning av svavelsyra ur svaveldioxid innehallande gas
GB8524083D0 (en) * 1985-09-30 1985-11-06 Boc Group Plc Oxidation method
DE4436019C2 (de) * 1994-10-08 1999-04-22 Metallgesellschaft Ag Verfahren zur Herstellung von schwermetallfreier Schwefelsäure aus SO¶2¶-haltigen Gasen
JP3273353B2 (ja) * 1995-12-21 2002-04-08 日立造船株式会社 硫酸プラント排ガスの乾式脱硫方法
CN1086305C (zh) * 1997-10-28 2002-06-19 四川联合大学 脱除与回收废气中二氧化硫的方法
FR2781216B1 (fr) * 1998-07-17 2000-08-18 Air Liquide Procede et dispositif de production d'acide sulfurique
JP3918494B2 (ja) * 2001-10-17 2007-05-23 住友金属鉱山株式会社 ダブルコンタクト式硫酸製造設備用硫酸ポンプタンク
JP4326276B2 (ja) * 2003-07-07 2009-09-02 三菱重工業株式会社 ガス浄化装置および排煙脱硫システム
DE102005008109A1 (de) * 2005-02-21 2006-08-24 Outokumpu Technology Oy Verfahren und Anlage zur Herstellung von Schwefelsäure
DE102006051899A1 (de) * 2006-10-31 2008-05-15 Bayer Technology Services Gmbh Verfahren und Vorrichtung zur katalytischen Oxidation von SO2-haltigen Gasen mit Sauerstoff
JP5178659B2 (ja) * 2009-07-23 2013-04-10 住友重機械工業株式会社 硫酸製造設備
SI2330075T1 (sl) 2009-12-01 2015-12-31 Bayer Intellectual Property Gmbh Postopek izdelave žveplove kisline
LU91685B1 (de) * 2010-05-07 2011-11-08 Cppe Carbon Process & Plant Engineering S A Verfahren zur katalytischen Entfernung von Kohlendioxyd und Schwefeldioxid aus Abgasen
CN202898023U (zh) * 2011-05-13 2013-04-24 赫多特普索化工设备公司 用于硫酸生产的工艺和设备
WO2013044937A1 (en) * 2011-09-29 2013-04-04 Haldor Topsøe A/S Sulphuric acid production with recycle of desulphurized gas
JP6124206B2 (ja) * 2012-11-30 2017-05-10 千代田化工建設株式会社 硫酸製造装置向け脱硫方法及び脱硫装置

Patent Citations (8)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
GB1209002A (en) * 1968-04-13 1970-10-14 Metallgesellschaft Ag Process for the production of sulphuric acid
US3862295A (en) * 1972-06-30 1975-01-21 Westvaco Corp Method for sorptive removal of sulfur gases
US4140752A (en) * 1977-07-25 1979-02-20 Allied Chemical Corporation Process for removing sulfur dioxide from waste gases
WO1985004343A1 (en) * 1984-03-24 1985-10-10 Perfluktiv-Consult Ag Process and plant for reducing the noxious substance contents in flue gases
EP0367998A2 (de) * 1988-10-21 1990-05-16 Bayer Ag Verfahren zur Entfernung von Schwefeldioxid und Chlorwasserstoff aus heissen Gasen
JP2000093742A (ja) * 1998-09-22 2000-04-04 Mitsubishi Heavy Ind Ltd 反応除去装置の液体均一分散装置、該装置を組み込んだ脱硫塔及び脱硝塔
US20040096390A1 (en) * 2001-10-17 2004-05-20 Norihisa Kobayashi Flue gas desulfurization apparatus and flue gas desulfurization system, and method for operating flue gas desulfurization apparatus
EP2404654A1 (en) * 2010-07-08 2012-01-11 Air Products and Chemicals, Inc. Integration of catalytic SO2 oxidation and oxyfuel sour compression

Also Published As

Publication number Publication date
BR112017004992A2 (pt) 2018-01-23
EA201790629A1 (ru) 2017-09-29
CA2958732C (en) 2021-05-04
ES2686706T3 (es) 2018-10-19
WO2016042005A1 (de) 2016-03-24
US10016723B2 (en) 2018-07-10
CA2958732A1 (en) 2016-03-24
AU2015316881A1 (en) 2017-04-06
EP3194050A1 (de) 2017-07-26
JP2017528317A (ja) 2017-09-28
CN106794416B (zh) 2018-06-15
TN2017000043A1 (en) 2018-07-04
CL2017000496A1 (es) 2017-07-28
US20170252697A1 (en) 2017-09-07
LU92547B1 (de) 2016-03-18
KR20170045364A (ko) 2017-04-26
JP6700258B2 (ja) 2020-05-27
AU2015316881B2 (en) 2020-07-23
DK3194050T3 (en) 2018-08-27
ZA201701551B (en) 2018-05-30
PL3194050T3 (pl) 2018-11-30
MX2017002833A (es) 2017-09-11
EP3194050B1 (de) 2018-06-13
SG11201701606SA (en) 2017-04-27
CN106794416A (zh) 2017-05-31

Similar Documents

Publication Publication Date Title
CA2797144C (en) Method for the catalytic removal of carbon dioxide and sulphur dioxide from waste gases
EA032101B1 (ru) Способ каталитического удаления диоксида серы из отходящих газов
US9375681B2 (en) Process for the catalytic removal of carbon dioxide, NOx from exhaust gases
JP2014108383A (ja) 硫酸製造装置向け脱硫方法及び脱硫装置
CN105435600A (zh) 一种污染气体的净化系统及净化方法
CA3018938C (en) Sulfur dioxide removal from waste gas
JP3924157B2 (ja) 排煙脱硫システム及び方法
AU2016349302B2 (en) Method and plant design for reduction of start-up sulfur oxide emissions in sulfuric acid production
CN204395762U (zh) 一种废气处理设备
US20240216860A1 (en) Method for capturing carbon dioxide and nitrogen oxides in flue gas and conversion thereof to carbon source and nitrogen source needed for algae growth
EP4349457A1 (en) Method for capturing carbon dioxide and nitrogen oxides in flue gas and conversion thereof to carbon source and nitrogen source needed for algae growth
JP2024095540A (ja) 排ガス中の二酸化炭素及び窒素酸化物を回収し、藻類の生育に必要な炭素源及び窒素源に変換する排ガス処理方法
CN110201511A (zh) 一种陶瓷工业窑炉脱硫处理方法
CN113491945A (zh) 用于二氧化硫烟气的吸收回收系统和工艺
JPH04371214A (ja) 地熱発電所排出ガスの処理およびシリカスケール発生防止装置
CN104492244A (zh) 一种废气处理设备